instalacion de una planta de amoniaco
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UNIVERSIDAD NACIONAL
PEDRO RUIZ GALLO
FACULTAD DE INGENIERÍA QUÍMICA
E INDUSTRIAS ALIMENTARIAS
ESCUELA PROFESIONAL DE INGENIERÍA QUIMICA
TESIS
“PROYECTO DE PREFACTIBILIDAD DE
INSTALACION DE UNA PLANTA DE AMONIACO
A PARTIR DE GAS NATURAL”
PARA OPTAR EL TÍTULO PROFESIONAL DE:
INGENIERO (A) QUIMICO (A)
PRESENTADO POR:
Autores: CHUQUIMBALQUI ARELLANOS OSCAR ENRIQUE
RAMOS CHUNGA DIANA BRIGGITE
Asesor: Ing. GERARDO SANTAMARIA BALDERA
Lambayeque – Perú
2019
TESIS
“PROYECTO DE PREFACTIBILIDAD DE INSTALACION DE UNA PLANTA DE AMONIACO A PARTIR DE GAS
NATURAL”
PARA OPTAR EL TÍTULO PROFESIONAL DE:
INGENIERO (A) QUIMICO (A)
PRESENTADO POR:
Autores: CHUQUIMBALQUI ARELLANOS OSCAR ENRIQUE RAMOS CHUNGA DIANA BRIGGITE Aprobado por:
Ing. M.Sc. José Enrique Hernández Ore Ing. M.Sc. Jaime Lucho Cieza Sanchez
Ing. M.Sc. Ruben Enrique Vargas Lindo
Ing. Gerardo Santamaría Baldera ASESOR
LAMBAYEQUE – PERÚ
2019
ÍNDICE
RESUMEN…….....…………………………………………………………….. 6
ABSTRAC…………………………………………………………………….... 7
INTRODUCCION……………………………………………………………… 8
I. ESTUDIO DE MERCADO………………………………………………………..10
1.1 Definición del producto: Amoniaco……………...………..…...…….…………….10
1.1.1 Propiedades físicas del amoniaco….………………………………….....11
1.1.2 Aplicaciones y Usos………………………….……………………….....12
1.1.3 Almacenamiento y transporte………………...……….………………....13
1.2 Materia prima principal: Gas Natural….………..………….....................………...13
1.2.1 Cadena de valor del gas natural en la industria petroquímica…………...15
1.2.2 Características del gas natural de Camisea………………………………16
1.3 Análisis del mercado……...…….…………………………...…………………….17
1.3.1 Importaciones históricas de fertilizantes nitrogenados…………………..17
1.3.2 Importaciones históricas de nitrato de amonio grado técnico y
Grado anfo………………………………………………………….…18
1.3.3 Proyección de la demanda de fertilizantes nitrogenados………….……..19
1.3.4 Proyección de la demanda de nitratos de amonio no fertilizante…….….19
1.3.5 Proyección del equivalente de amoniaco………………………….….….19
1.3.6 Demanda proyectada insatisfecha de amoniaco……...………….........…19
1.4 Comercialización……………………………………………….……………….…20
1.5 Precio del amoniaco…………………………………………….…………….……20
1.6. Tamaño de la planta………….………………………………………….…………20
1.7 Ubicación de la planta………...………………….………………………………..23
II. INGENIERIA DEL PROYECTO……………..………..…………………………25
2.1. Alternativas tecnológicas para la producción de amoníaco……………….……….25
2.2. Métodos para la manufactura de amoniaco……………………………….……….25
2.2.1 Procesos tradicionales de producción de amoniaco…………..…...…….26
2.2.2 Nuevos desarrollos en la tecnología de amoniaco………………...…….29
2.3. Selección del proceso……………………………………...…………...……….…34
2.4. Descripción detallada del proceso y Diagrama de bloques…………...…………...35
2.4.1 Producción de hidrogeno………...……………………………………....36
2.4.2 Separación del Hidrogeno………………………...………………….…..38
2.4.3 Síntesis de amoniaco……………………………………………………..40
2.5. Balance de masa y energía…………………………………………………...…….42
2.5* Diagrama de flujo del proceso de obtención de amoniaco a partir del
Gas Natural….……....…….…………………………….……………..44
2.6. Equipos principales del proceso…………………………………………………...46
2.7. Distribución de la planta industrial………………………………….……………..47
III. ESTUDIO ECONOMICO……………….…………… ...………………...……....48
3.1. Estimación de la inversión total del proyecto……………………….……………..48
3.1.1. Capital fijo total (CFT)………………………………………………….48
3.1.1.1. Costos directos (CD)………………………….......……….49
3.1.1.2. Costos indirectos (CI)……………………………………...49
3.1.2. Capital de trabajo (CT)……..…………..……………………………….50
3.2. Estimación del costo de fabricación (ctf)………………...………………………..52
3.2.1. Costo de fabricación…………………………………………………….52
3.2.1.1. Costos directos de fabricación (CDF)……………………...52
3.2.1.2. Costos indirectos de fabricación (CIF)…………………….53
3.2.1.3. Costos fijos de fabricación (CFF)……………………….…53 3.2.2. Gastos generales (VAI)…………………...………..............................…54
3.3. Análisis económico del proyecto de inversión ……………………………………55
3.3.1. Retorno sobre la inversión (RSI)…………………….………………….55
3.3.2. Tiempo de recuperación de la inversión (POT, Pay On Time)…………55
3.3.3. Punto de equilibrio (PE)………………………………………….……..56
3.3.4. Estado de pérdidas y ganancias…………………………………………56
IV. CONSIDERACIONES AMBIENTALES……...………….………………………57
V. CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES..…………………………….....…59
5.1.Conclusiones………………..……………………………………….……..……....59
5.2. Recomendaciones……………..…………………………………...………………60
VI. REFERENCIAS BIBLIOGRAFICAS………….…………………………………61 VII. LINKOGRAFIA………………………………….……………………..…………63 VIII. APENDICE……………………………….………..……..…………………..……64 IX. ANEXO…………………..…………………………...…...………………………98
Anexo 1…………………………………………………………...…………..100
INDICE DE FIGURAS
Figura 1.1. Estructura química y tridimensional del amoniaco…...…………………………10
Figura 1.1.2 Principales usos del amoniaco (Gosnell, 2005)………………………………..12
Figura 1.2. Reservas de Gas Natural, Perú…………………………………………………..15
Figura 1.2.1. Cadena de valor del Gas Natural en la industria petroquímica………………..16
Figura 1.5 Precio de amoniaco anhidro por mes desde 2009 hasta 2018 en el mercado
americano………………………………….………………………………………………....20
Figura 1.6.1 Producción estimada – ventas de gas natural en el Perú……………………….21
Figura 1.6.2. Proyectos petroquímicos en el Perú…………………………………………...23
Figura 2.2. Fuentes de gas de síntesis……………………………………………………….26
Figura 2.2.2.1 Producción de amoniaco con proceso LCA de ICI………………………….30
Figura 2.2.2.2. Producción de amoniaco con bajo consumo de energía………………….....31
Figura 2.2.2.3. Producción mejorada de amoniaco de Kellogg Brown & Roots- KAAP…..32
Figura 2.2.2.4. Producción de amoniaco con presión dual de Krupp Uhde GmbH…….…..33
Figura 2.2.2.5. Producción de amoniaco LAC de Linde…………………………………....34
Figura 2.3. Proceso convencional de producción de amoniaco……………………………..35
Figura 2.4. Esquema simplificado del Proceso LAC de Linde……………..………………36
Figura 2.4.1.1 Reformador Primario del proceso LCA……………………………………..37
Figura 2.4.1.2. Reactor Shift isotérmico – MT……………………………………………..38
Figura 2.4.2.1 Sistema PSA (Pressure Swing Adsorption) de Linde……………………….39
Figura 2.4.2.2. Esquema de PSA con 4 lechos de adsorción……………………………….40
Figura 2.4.3.1. Esquema simplificado de síntesis de amoniaco de Linde………….…….…41
Figura 2.4.3.2. Sistema Cold Box de producción de nitrógeno de Linde…………..……….41
Figura 2.5. Proceso simplificado de recuperación de calor en forma de vapor de alta
presión en la etapa de producción de hidrogeno por reformación (Jenkins, 2011)………...43
Figura 2.5*. Diagrama de flujo del proceso………..…...…………………………………..44
Figura 2.7. Plano de distribución de la planta de producción de amoniaco a partir de
gas natural (adaptado y modificado de Srivivasan & Kumar, 2007)………………….……47
Figura 4 Ingresos y entradas de una planta de producción de amoniaco a partir de Gas
Natural desulfurizado…….………………………………………..……………….....…….58
INDICE DE TABLAS
Tabla 1.1. Propiedades físicas para el Amoniaco……………………………………………11
Tabla 1.2.2. Composición típica del gas natural en el Perú…………………………………16
Tabla 1.3.1 Importaciones históricas de fertilizantes nitrogenados en el nuestro país, en
toneladas/año…………………………………………………………………………….…..18
Tabla 1.3.2 Importaciones históricas de nitrado de amonio grado técnico y grado ANFO
ton/año……………………………………………………………………….………………18
Tabla 3.1.2 Activos Fijos Y Capital De Trabajo…………………………………………….51
Tabla 3.2.2 Costo De Manufactura Y Costo Unitario……………………………………….54
6
RESUMEN
El amoniaco es el segundo producto químico sintético de mayor producción mundial. Su
principal aplicación se encuentra en la producción de fertilizantes en la forma de urea o sales de
amonio. En el presente trabajo se realizó el estudio de pre-factibilidad de la instalación de una
planta industrial de producción de amoniaco a partir de gas natural.
Dentro del Capítulo I se puede verificar el Estudio de Mercado en el que se evaluó el
mercado a nivel nacional en base al uso de amoniaco como insumo para la preparación de nitrato
de amonio de uso fertilizante y no fertilizante. Como primer resultado se obtuvo que la demanda
proyectada de amoniaco para el 2025 llegaría a 1,098 millones de toneladas. En base a satisfacer
solo la futura demanda de nitrato de amonio grado ANFO se fijó el tamaño de la planta en 300
000 toneladas por año.
En el Capítulo II se presenta el Estudio de Ingeniería del proyecto. De los distintos procesos
de producción de amoniaco a partir de gas natural se escogió el más simplificado y eficiente:
Proceso Linde Ammonia Concept (LAC). El proceso LAC consta de tres módulos: producción
de hidrogeno alta pureza, producción de nitrógeno alta pureza y producción de amoniaco. Según
el balance de masa se produce 0,4628 kg de hidrogeno y 2,587 kg de amoniaco por cada kg de
gas natural alimentado. Desde el punto de vista ambiental se debe ejercer control sobre diferentes
efluentes de la futura planta de producción de amoniaco.
Finalmente en el Capítulo III se realizó el Estudio Económico-Financiero. Se estableció
que la inversión total del proyecto será de 229 113 953 dólares americanos. El costo de producción
será de 0,224 dólares americanos por kilogramo de amoniaco. A precio de 0,51 dólares por
kilogramo (puesto en fábrica) se obtuvo una tasa de retorno sobre la inversión de 35,87% y
26,26% antes y después de impuestos respectivamente, un periodo de recuperación del dinero de
2,59 años después de impuestos y con un punto de equilibrio de 24,76%. Se concluye finalmente
que el proyecto es factible desde el punto de vista de mercado, técnico y económicamente, por lo
que se recomienda su instalación.
7
ABSTRACT
Ammonia is the second largest synthetic chemical product in the world. Its main
application is in the production of fertilizers in the form of urea or ammonium salts. In the present
work, the pre-feasibility study of the installation of an industrial plant for the production of
ammonia from natural gas was carried out.
Within Chapter I you can verify the Market Study in which the market was evaluated
at the national level based on the use of ammonia as an input for the preparation of ammonium
nitrate for fertilizer and non-fertilizer use. The first result was that the projected demand for
ammonia by 2025 would reach 1,098 million tons. Based on meeting only the future demand for
ANFO grade ammonium nitrate, the plant size was set at 300,000 tons per year.
In Chapter II the Project Engineering Study is presented. Of the different processes of
production of ammonia from natural gas, the most simplified and efficient one was chosen:
Process Linde Ammonia Concept (LAC). The LAC process consists of three modules: high purity
hydrogen production, high purity nitrogen production and ammonia production. According to the
mass balance, 0,4628 kg of hydrogen and 2,587 kg of ammonia are produced for each kg of
natural gas fed. From the environmental point of view, control must be exercised over different
effluents from the future ammonia production plant.
Finally, in Chapter III the Economic-Financial Study was carried out. It was established
that the total investment of the project will be de 229 113 953 american dollars. The cost of
production will be 0,224 dollars per kg of ammonia. At a price of 0,50 dollars per kilogram (placed
in the factory), a return on investment rate of 35,87% and 26,26 before and after taxes
respectively, was obtained; a recovery period of 2,59 years after taxes and with an equilibrium
point of 24,76 %. Finally, it is concluded that the project is feasible from the market point of view,
technically and economically, so its installation is recommended.
8
INTRODUCCION
El amoniaco (NH3) es el cimiento de la industria de fertilizantes nitrogenados. A nivel
mundial cercad el 89% de la producción de amoniaco es utilizada en fertilizantes, tanto para
aplicación directa o convertida en una variedad de fertilizantes nitrogenados sólidos y líquidos.
Sin embargo, hay muchas aplicaciones industriales importantes para el NH3: los limpiadores para
el hogar están hechos de una solución de NH3 al 5 -10% en agua (para formar hidróxido de
amonio), por su gran poder de vaporización es utilizado como refrigerante, inhibidor de corrosión,
en purificación de fuentes de agua, en la industria de pulpa de papel, en la metalurgia, industria
del caucho, en comidas, en bebidas, en textiles, en productos farmacéuticos y en la industria el
cuero (IPNI, 2014).
Existen numerosos métodos en la síntesis actual del amoniaco, pero todos ellos derivan
del proceso Haber-Bosch original del año 1913. Las modificaciones más importantes están
relacionadas con la fuente del gas de síntesis, la diferencia en los procesos de preparación del gas
de síntesis y las condiciones de obtención del amoniaco. La fabricación de amoníaco constituye
uno de los ejemplos de la industria química pesada. El 77% de la producción mundial de amoniaco
emplea Gas natural como materia prima. El 85% de la producción mundial de amoniaco emplea
procesos de reformado con vapor (COLCIENCIAS, 2013).
A nivel mundial, la primera planta fue comisionada con una capacidad de 30 MTPD
(toneladas métricas por día), mientras que las plantas más grandes de la actualidad pueden
producir más de 2 000 MTPD, y en algunos casos, más de 3 000 MTPD de amoníaco. La
producción en los años 1945 alcanzó un nivel de 4 500 000 ton/año. Para el 2013 la producción
ya llegaba a 135 millones de ton/año, constituyéndose en el segundo insumo químico industrial
después del etileno (King, Petersen & Dybkkaer, 2013).
En nuestro país los fertilizantes más utilizados, urea y nitratos son todos provenientes de
importación. Por ejemplo, la urea se importa a un ritmo de cerca de 1 000 toneladas por día.
En relación a la urea, existen dos proyectos de gran proporción para ser instalados en
nuestro país. El primero es una planta industrial de urea en Ica, con una capacidad de 3 500
toneladas de urea por día para lo cual será necesario cerca de 700 000 toneladas de amoniaco por
año y la instalación estaría a cargo de la empresa española Fertiberia (RPP-Economía, 2013). Otro
proyecto de urea, está desarrollado por la empresa chilena Olympic Perú INC, que está
considerando instalar en el norte del Perú dos plantas de urea con una capacidad de 200 toneladas
por día cada una (Gestión, 2013).
Respecto a la producción de Nitratos, existen también dos grandes proyectos. La empresa
Nitratos del Perú S.A, tiene en consideración un mega proyecto a ubicarse en el distrito de Paracas
(provincia de Pisco) que contempla la producción de 925 TN/día de ácido nítrico y 1 050 TN/día
9
de nitrato de amonio, para lo cual necesitará 2 060 TN/día de amoniaco (Osinergmin, 2011). El
otro proyecto de nitratos es el realizado por Orica Nitratos Perú, quienes en el distrito y distrito
de Ilo (Moquegua) tienen proyectado producir 300 000 toneladas por año de nitrato de amonio
(SEMANAeconómica, 2010).
Como se puede deducir habrá una gran demanda de amoniaco para el desarrollo de estas
plantas de urea y de nitrato de amonio. Teniendo en cuenta que en la actualidad el método más
utilizado es la producción de amoniaco a partir de gas natural previa reformación con vapor se
tendría que considerar el potencial que se tiene de reservas probadas de gas natural en la zona de
Camisea y en la zona norte del país.
Solo Camisea tiene reservas probadas y posibles que alcanzarían para más de 50 años
considerando el desarrollo de plantas petroquímicas. A fines del 2013, las reservas probadas de
gas natural en el país, ascienden a 12,70 TCF, de las cuales, las reservas en la zona de selva sur
(Lotes 56 y 88) representan el 89%. La Costa Norte tiene el 8% del total de reservas, sin considerar
los nuevos descubrimientos en el zócalo de Tumbes (Osinergmin, 2013).
Tecnológicamente, se sigue empleando los principios básicos del proceso Haber-Bosch
desarrollado desde 1913. Sin embargo en el transcurso de los años se ha ido mejorando y
optimizando el proceso para mejorar el rendimiento, disminuir el consumo de energía,
condiciones menos exigentes de reacción, reactores más eficientes y rápidos, y otros factores que
hacen que el precio del amoniaco sea altamente competitivo. Por ejemplo en el caso de consumo
de energía de los 40-60 GJ/TM de amoniaco que se consumía en las primeras plantas alimentadas
con gas natural en la actualidad se consume entre 30 -40 GJ/TM. Los nuevos catalizadores
trabajan a temperaturas y presiones más bajas que los primeros catalizadores (EFMA, 2014).
Por lo tanto, teniendo suficiente materia prima y una gran demanda de amoniaco, se ha
considerado emplear nuevas tecnologías para desarrollar este estudio de pre-factibilidad de
instalar una planta de producción de amoniaco a partir de gas natural.
10
I. ESTUDIO DE MERCADO
1.1 DEFINICION DEL PRODUCTO: AMONIACO
El amoníaco es un gas incoloro de olor muy penetrante. Ocurre naturalmente y es también
manufacturado. Se disuelve fácilmente en el agua y se evapora rápidamente. Generalmente se
vende en forma líquida. La cantidad de amoníaco producido industrialmente cada año es casi
igual a la producida por la naturaleza. El amoníaco es producido naturalmente en el suelo por
bacterias, por plantas y animales en descomposición y por desechos animales. El amoníaco es
esencial para muchos procesos biológicos. La mayor parte del amoníaco producido en plantas
químicas es usado para fabricar abonos. El resto es usado en textiles, plásticos, explosivos, en la
producción de pulpa y papel, alimentos y bebidas, productos de limpieza domésticos,
refrigerantes y otros productos. También se usa en sales aromáticas (ATSDR, 2002).
Según la teoría de repulsión entre pares de electrones de la capa de valencia, los pares
electrónicos de valencia del nitrógeno en la molécula se orientan hacia los vértices de un tetraedro,
distribución característica cuando existe hibridación sp³. Existe un par solitario, por lo que la
geometría de la molécula es piramidal trigonal (grupo puntual de simetría C3v). En disolución
acuosa se puede comportar como una base y formarse el ion amonio, NH4+, con un átomo de
hidrógeno en cada vértice de un tetraedro. En la Figura 1.1 se representa la estructura química y
la estructura tridimensional del amoniaco.
Fuente: Appl, 2006.
Figura 1.1 Estructura química y tridimensional del amoniaco.
La molécula de amoniaco presenta átomos de hidrógeno unidos a un átomo de nitrógeno,
que es muy pequeño y electronegativo, lo que facilita la formación de enlaces intermoleculares
de hidrógeno.
11
Según la teoría de Brönsted-Lowry base es toda sustancia capaz de captar la especie H+,
por ello el amoniaco se va a comportar como una base, captando protones y dando lugar a la
formación del ion amonio
NH3 + H+ NH4+
Al igual que cualquier base reacciona con los ácidos para formar sales (reacción de
neutralización)
NH3 + HCl NH4Cl
Este carácter básico puede explicarse también mediante la teoría de Lewis, ya que el
átomo de nitrógeno tiene un par de electrones sin compartir que pueden ser cedidos a otros
compuestos, explicándose también de esta manera la formación del ion amonio. En disolución
acuosa, el amoniaco, libera iones OH-
NH3 + H2O NH4+ + OH-
El valor de la constante de equilibrio nos indica que se trata de una base débil.
Industrialmente se vende como gas comprimido con una pureza de 99,5%.
1.1.1 Propiedades físicas del amoniaco
En condiciones de temperatura y presión ambiente el Amoniaco Anhidro es un gas
incoloro, sofocante, de olor irritante y altamente irritante; su olor es familiar al público en general
debido a que se emplea en productos de limpieza en forma de soluciones acuosas. Es más liviano
que el aire y posee características de inflamabilidad. Es fácilmente comprimido hasta condensar
como líquido transparente a condiciones de 10 atmósferas y 25ºC. El Amoniaco Anhidro en
cualquiera de sus presentaciones es higroscópico. La Tabla 1.1 presenta las principales
propiedades físicas del amoniaco.
Tabla 1.1. Propiedades físicas para el Amoniaco
propiedades valor
Estado físico Gas, puro
Líquido, solución
Peso molecular (g/mol) 17,03
Punto de ebullición (ºC, 760 mm Hg) -33,35
Punto de fusión (ºC) -77,7
Presión de vapor (mm Hg) 6 080 (20ºC anhidro)
447 (20ºC aq al 28%)
Gravedad especifica (Agua = 1) 0,6818 (líquido a -33,35ºC)
Densidad del vapor (Aire = 1) 0,59
12
Velocidad de evaporación (acetato de butilo = 1) No disponible
Constante de Ley de Henry (atm*m3/mol) 1,6 x 10-5; 25ºC
Solubilidad en Agua (g/ml) 0ºC 895 g/litro
20ºC 529 g/litro
40ºC 316 g/litro
60ºC 168 g/litro
Límites de inflamabilidad (% vol) 16% - 25%
Punto de inflamación (ºC) No disponible
pH 11,6; solución acuosa 1N
OMS, 2003.
1.1.2 Aplicaciones y Usos
La mayoría del Amoniaco producido se usa con fines agrícolas, ya sea por aplicación
directa o como intermediario en la producción de fertilizantes. El Amoniaco y los compuestos de
Amonio usados en fertilizantes representan cerca del 89% del Amoniaco producido
comercialmente. El uso directo del Amoniaco puede caer en las siguientes categorías: Amoniaco
Anhidro 30%, soluciones de urea/nitrato de Amonio 24%, urea 17,5%, nitrato de Amonio 5%,
sulfato de Amonio 2% y otras formas 21,5%. Muchos compuestos de Amonio y Ácido Nítrico se
usan directamente en la producción de fertilizantes. Las proporciones pequeñas de Amoniaco
producido no incorporado en fertilizantes se usan como inhibidor de corrosión, en la purificación
de fuentes de agua, como componente de limpiadores domésticos y en la industria de
refrigerantes. Se usa en las industrias de pulpa de papel, de la metalurgia, del caucho, de comidas
y bebidas, de los textiles, de productos farmacéuticos y en las industrias del cuero (OMS, 2003).
Figura 1.1.2. Principales usos del amoniaco (Gosnell, 2005
13
1.1.3 Almacenamiento y transporte
De acuerdo al boletín de PEMEX, Petroquímica, “Uso seguro del amoniaco” recomienda:
Cilindros metálicos, auto tanques, carro tanques y tanques portátiles para gases licuados
bajo presión
Material de acero. No se permiten aleaciones de cobre, plata o zinc.
No deberán presentarse señales de abuso físico, deformaciones, abolladuras, fracturas,
laminaciones.
Los recipientes deben inspeccionarse y probarse periódicamente, registrando los
resultados obtenidos.
Contarán con una placa que los identifique con los datos siguientes: especificación,
presión de servicio, Nº de serie, fechas de construcción y de última prueba.
Las mangueras para carga y descarga de camiones deben sustituirse si cuentan con tres
años de servicio, aunque aparenten estar en buen estado.
Debe contar con las siguientes señales de clasificación de riesgo.
1.2 MATERIA PRIMA PRINCIPAL: GAS NATURAL
Tal como lo mencionan diferentes fuentes bibliográficas, el gas natural constituye por una
marcada diferencia la materia prima más económica, obteniendo el consumo más bajo de energía
y requiriendo la menor inversión (Bartels, 2008).
En la actualidad, es obvio que no hay alternativa para otras fuentes de materia prima que
pueda competir con la reformación del gas natural con vapor. Solo bajo circunstancias especiales,
por ejemplo, en cooperación con una refinería, podría justificarse la oxidación parcial de los
residuos pesados.
En nuestro país, tenemos una fuente de gas natural que está siendo transportada de
Camisea a la costa. Es muy importante para nuestra economía el equilibrar nuestra balanza
comercial y, además, generar puestos de trabajo; de otro lado, se estaría agregando un valor
agregado al gas natural, aprovechándolo en un valor productivo, en lugar de simplemente
14
exportarlo o convertirlo en energía eléctrica. Nuestra balanza comercial se vería beneficiada en
vista del cese de importaciones de fertilizantes y del inicio de exportaciones de amoniaco y
derivados al exterior.
En nuestro país no tenemos otra fuente de hidrocarburos tan considerables y baratos como
el Gas Natural de Camisea, y deberá ser nuestro objetivo el aprovecharlo al máximo
económicamente. El estado garantiza tarifas diferenciadas para el gas tanto para generadores
eléctricos como para las diferentes industrias.
Además de Camisea se dispone de gas natural en Talara-Paita-Piura, y además Aguaytía.
El yacimiento de Aguaytía está ubicado en el Lote 31C de Curimanà, departamento de Ucayali,
aproximadamente a 75 km del oeste de la ciudad de Pucallpa y cuenta con reservas probadas de
0,44 TCF de GN y 20 MMBls (Millones de Barriles) de LGN. Respecto a los yacimientos de la
costa y el zócalo norte las reservas probadas de GN en esta región aumentaron de 0,2 a 1,0 TCF,
y el total de reservas (probadas más probables y posibles) aumento de 1,5 a 2,3 TCF. Camisea es
la zona con más cantidad de gas natural, el Lote 88 en el 2013 presento reversas probadas de 10,2
TCF, mientras que el lote 56 llegó 2,8 TCF en el 2010. En la Figura 1.2 se grafica las reservas
probadas, probables y posibles a nivel nacional, desde el 2005 al 2017.
Solo de Camisea se dispone de una capacidad garantizada de 450 MMPCD (millones de
pies cúbicos por día)|, mientras que el consumo actual es 101,5 MMPCD entre exportaciones
(83%), usos industriales (13,3%) y regulados (3,3%).
De acuerdo con el artículo 77° de la Ley Orgánica de Hidrocarburos, el precio de los
hidrocarburos se rige por la oferta y la demanda; es decir, no se encuentra regulado. Así, los
precios del GN que se extraen de los yacimientos de la Costa Norte y de Aguaytía son fijados por
las propias empresas que los explotan. Sin embargo, para el caso del GN extraído del Lote 88 de
Camisea, el precio en boca de pozo se encuentra sujeto a topes máximos establecidos en el
contrato de licencia de explotación firmado entre el Consorcio Camisea y el Estado peruano. De
acuerdo con dicho contrato, el precio base máximo para los generadores eléctricos es US$ 1,0
MMBTU (Millones de unidades térmicas Británicas), con el objetivo de promover el uso del gas
en el sector eléctrico, mientras que para otros usuarios es 1,8 US$/MMBTU. Los precios de
transporte y distribución llegan a representar 0,79 y 0,13 para generadores y 1,13 y 0,17
US$/MMBTU para otros. Cabe mencionar que, mediante carta PPCGG- 06-0083 del 6 de
setiembre de 2006, Pluspetrol se comprometió a mantener un precio máximo de 0,8
US$/MMBTU para el GNV por un periodo de seis años, lo que finalizó en 2012. Incluso aplicaron
la oferta consistente que a los primeros clientes les otorgaban un descuento de 63% en el precio
de gas en boca de pozo (OSINERGMIN; 2014).
Los precios aplicados al gas natural a boca de pozo para generadores eléctricos para enero
del 2017 llego a un promedio de 1,5822 US$/MMBTU (OSINERGMIN, 2018).
15
Teniendo en cuenta el interés nacional de promover el desarrollo de plantas industriales
a partir del gas natural, para el proyecto se considera solo el precio del gas con descuentos
especiales, y en promedio será 1,6 US/MMBTU. A pesar que el contenido de compuestos de
azufre es mínimo se considera que el gas natural desulfurizado llegará a la planta a un precio de
1,7 US$/MMBTU.
Debe conocerse que 1 MMBTU equivale a 28 m3 de gas natural o 10 kg de GLP
(Ramírez, 2005). Ver Anexo.
Figura 1.2. Reservas de Gas Natural, Perú.
1.2.1 Cadena de valor del gas natural en la industria petroquímica
La petroquímica es el proceso industrial mediante el cual se transforman, de manera
irreversible y profunda en un nivel molecular, las sustancias componentes del GN, del petróleo
crudo o de sus derivados. Así, se obtienen nuevas sustancias totalmente diferentes denominadas
productos petroquímicos básicos, intermedios y/o finales.
Según el nivel de transformación, la petroquímica se puede clasificar en tres grandes
fases: (i) básica, (i) intermedia y (iii) final. En la primera se transforman los componentes del GN,
de los condensados de GN, del crudo o derivados de petróleo, para obtener productos que serán
utilizados como insumos para otros procesos industriales, denominados petroquímica intermedia,
o empleados directamente por el usuario final (amoníaco, metanol, etileno, etc.).
En la fase intermedia existe un valor agregado mayor al producir sustancias que son
comercializadas a granel, como insumo para la petroquímica final, entre las cuales destacan urea,
nitrato de amonio, polietileno, etc. Por último, en la etapa de final se alcanza el valor agregado
último de esta industria mediante la producción de bienes directamente demandados por el
consumidor final, como fertilizantes, explosivos, plásticos y detergentes. La inmensa variedad de
estos productos finales se puede clasificar en cinco grandes grupos: (i) plásticos y fibras sintéticas,
16
(ii) solventes MTBE, (iii) fertilizantes nitrogenados, (iv) detergentes y (v) explosivos. A
continuación, se muestra la Figura 1.2.1, donde se detalla la cadena de valor de la industria
petroquímica, indicando cada una de las fases mencionadas.
Fuente: OSINERGMIN, 2014.
Figura 1.2.1. Cadena de valor del Gas Natural en la industria petroquímica
1.2.2 Características del gas natural de Camisea
El GN comercial es una mezcla de hidrocarburos simples que se encuentra en estado
gaseoso y está compuesta, aproximadamente, por 95% de metano (CH4), la molécula más simple
de los hidrocarburos. Es una de las fuentes de energía más limpias y respetuosas con el medio
ambiente, ya que contiene menos dióxido de carbono y produce menores emisiones a la atmósfera
La composición del gas de Camisea se resume en la Tabla 1.2.2 y a diferencia de una gas
natural promedio este contiene sólo 90,27% de metano.
Tabla 1.2.2. Composición típica del gas natural en el Perú
componente % mol
Nitrógeno
CO2
Metano
Etano
Propano
Iso-butano
n-butano
iso-pentano
n-pentano
hexano
0,1541
0,5320
90,2791
4,0699
1,8627
0,7231
0,9068
0,4980
0,3007
0,6736
Fuente: Gómez, 2010.
17
Los valores presentados, en especial en el contenido de metano, coincide con el valor de 90% de
metano reportado en el informe de OSINERGMIN del 2015 y que se presenta en el anexo.
1.3 ANALISIS DEL MERCADO
Como el 85% del consumo de nitrógeno mundial es destinado a fertilizantes, puede
esperarse que la producción de amoniaco debiera desarrollarse aproximadamente en proporcional
al crecimiento de la población mundial. Esto implica la necesidad de mejorar la eficiencia de
plantas antiguas y el desarrollo de nuevos proyectos basados en el gas natural como materia prima,
con mucha más razón siendo Camisea una realidad en nuestro país.
El estado peruano con la ley de promoción y desarrollo de la industria del gas natural
fomenta la inversión a los proyectos industriales que usen el gas natural ya sea como combustible
o materia prima.
Además, según estudios que realizó la SHELL tenemos reservas energéticas muchos
mayores a las de Brasil, Colombia, Ecuador y Chile, siendo estos países importadores de
amoniaco de países lejanos a sus fronteras, por lo cual su costo es alto, y de implantarse la
industrial del amoniaco en nuestro país estos países vecinos serian clientes potenciales (Grupo
Propuesta Ciudadana, 2012). De esta manera nos convertiríamos de exportadores de GLN a
usuarios del gas para obtener un insumo industrial muy importante como es el amoniaco.
A pesar de la alternativa de exportar amoniaco, el estudio de mercado del presente
proyecto se hace en base al consumo en el Perú de fertilizantes como el nitrato de amonio, la urea
y otros que necesitan para su producción el amoniaco. La razón principal es que todos los
fertilizantes nitrogenados son importados, y la disposición de amoniaco para su producción
evitaría la salida de divisas de nuestro país.
1.3.1 Importaciones históricas de fertilizantes nitrogenados
Teniendo en cuenta que no existe producción de fertilizantes nitrogenados, la demanda
de estos es igual a las importaciones y se resume las importaciones históricas en la Tabla 1.3.1.
Debe notarse que el nitrato de amonio tuvo altos consumos en los años 2007 al 2008, después del
cual su consumo disminuyó y recién se ha recuperado y ha tenido un crecimiento sostenido desde
el 2009. En cambio, la urea y el sulfato de amonio con pequeños altos y bajos su crecimiento en
el consumo ha sido más constante. Estos datos nos permiten proyectar el consumo de fertilizantes
y luego determinar la necesidad de amoniaco dentro de los próximos 10 años.
18
Tabla 1.3.1 Importaciones históricas de fertilizantes nitrogenados en el nuestro país, en
toneladas/año.
AÑO NITRATO DE
AMONIO (ton)
UREA
(ton)
SULFATO DE
AMONIO (ton)
2006 62 459 295 422 63 128
2007 123 541 368 191 94 830
2008 118 367 277 036 113 473
2009 24 186 425 205 104 745
2010 32 415 317 628 128 037
2011 31 140 383 547 121 989
2012 44 614 405 676 145 472
2013 53 326 367 542 181 552
2014 94 586 341 863 134 223
2015 101 090 424 277 188 024
Fuente: Gutiérrez, 2013 (datos hasta el 2012)
AgrodataPeru, 2016 (del 2013 al 2015)
1.3.2 Importaciones históricas de nitrato de amonio grado técnico y grado anfo
A diferencia del nitrato de amonio grado fertilizante, los otros grados comerciales, es
decir grado técnico y grado ANFO, han tenido un crecimiento sostenido y la tendencia es al
aumento, en especial al nitrato de amonio grado ANFO que se utiliza en la minería. De igual
forma, al no haber producción, la demanda de estos productos es igual a sus importaciones.
Tabla 1.3.2 Importaciones históricas de nitrado de amonio grado técnico y grado
ANFO, ton/año.
AÑO
NITRATO DE AMONIO
GRADO TECNICO (ton)
NITRATO DE AMONIO
GRADO ANFO (ton)
2006 36 927 119 183
2007 52 272 144 278
2008 56 289 153 036
2009 52 794 142 037
2010 98 047 149 691
2011 134 553 145 064
2012 97 675 202 165
2013 102 472 217 482
2014 89 444 250 734
2015 145 367 272 828
Fuente: Gutiérrez, 2013 (hasta 2012) Cámara de Comercio de Lima, 2016 (del 2013 al 2015)
http://www.camaralima.org.pe/RepositorioAPS/0/0/par/BOLETINEXPO2015-
12/BOLETINEXPODIC2015.pdf
19
1.3.3 Proyección de la demanda de fertilizantes nitrogenados
Con los datos históricos de las importaciones de los fertilizantes nitrogenados se proyecta
la demanda de estos productos para dentro de 10 años en nuestro país.
Para el año 2025 se obtuvo las siguientes proyecciones:
- Nitrato de amonio fertilizante: 230 000 toneladas
- Urea: 490 000 toneladas
- Sulfato de amonio: 290 000 toneladas
1.3.4 Proyección de la demanda de nitratos de amonio no fertilizante
El resultado de las proyecciones realizadas en el Apéndice se obtuvo los siguientes
valores para el año 2025:
- Nitrato de amonio grado técnico: 235 000 toneladas
- Nitrato de amonio grafo ANFO: 410 000 toneladas
1.3.5 Proyección del equivalente de amoniaco
El total de nitrato de amonio de los diferentes grados asciende a 875 000 toneladas.
Los consumos específicos en teoría para los diferentes compuestos que requieren amoniaco son
(Janampa, 2008):
Urea: 0,566 kg de amoniaco por kg de urea
Nitrato de amonio: 0,4250 kg de amoniaco por kg de nitrato de amonio
Nitrato de amonio: 0,7875 kg de ácido nítrico por kg de nitrato de amonio
Sulfato de amonio: 0,1478 kg de amoniaco por kg de sulfato de amonio
Además, se necesita 0,2698 kg de amoniaco por kg de ácido nítrico.
Con los cálculos realizados en el Apéndice se concluye que para la producción de
distintos productos que requieren amoniaco se necesitará 878 309 toneladas. De este total sólo
para nitrato de amonio en las diferentes presentaciones se necesitará 557 784 toneladas. Se deduce
que para nitrato de amonio grado ANFO se necesitará 261 361 toneladas de amoniaco. Para urea
y sulfato de amonio se necesitará 277 663 y 42 862 toneladas respectivamente.
1.3.6 Demanda proyectada insatisfecha de amoniaco
Si se tiene en cuenta que no hay producción de amoniaco en nuestro país entonces se
deduce que la oferta actual y proyectada es nula, y por lo tanto la demanda proyectada insatisfecha
es igual que la demanda proyectada cuyos datos se presenta en el ítem 1.3.5.
Debe aclararse que en la proyección realizada se ha considerado el amoniaco necesario
para fertilizantes nitrogenados, nitrato de amonio grado técnico y grado ANFO, y no se ha
20
considerado otros usos del amoniaco los cuales representan 20%. Entonces haciendo el cálculo la
demanda total sería de 1 097 886 toneladas de amoniaco para el año 2025.
1.4 COMERCIALIZACION
Por ser un insumo industrial, se utilizara un solo canal de distribución. Las ventas se harán
directamente a la planta adjunta de productos en base a amoniaco, como son los fertilizantes, y
otros.
1.5 PRECIO DEL AMONIACO
Según reporte de QuimiNet.com al 2016 el precio del amoniaco puesto en puerto Callao
varía entre 400 a 500 dólares americanos la tonelada. Sin embargo debe tenerse en cuenta que
este precio está influenciado por la disminución en el precio del barril del crudo y del gas natural.
Ver ANEXO 1.
En el mercado americano el precio de agosto 2018 llego a un valor de 512 dólares la tonelada. El
precio promedio desde 2009 al 2018 tiene una variación de 620 a 660 dólares la tonelada. Ver
Figura 1.5
https://farmdocdaily.illinois.edu/2018/09/fertilizer-prices-higher-for-2019-crop.html
Figura 1.5. Precio de amoniaco anhidro por mes desde 2009 hasta 2018 en el mercado americano.
Para el proyecto se va a considerar un precio puesto en fábrica de 510 dólares americanos
por tonelada, sin IGV.
21
1.6 TAMAÑO DE LA PLANTA INDUSTRIAL
A continuación se pasa a analizar los distintos factores que influyen en la determinación
de la futura planta industrial de amoniaco.
Tamaño de planta y demanda: De acuerdo a las proyecciones la demanda de amoniaco para
distintos productos para el 2025 será de 878 309 toneladas y adicionando amoniaco para otros
usos llegaría a una demanda de 1 097 886 toneladas. Las proyecciones no incluyen fertilizantes
para países vecinos. Entonces la demanda no es un factor que limita el tamaño de planta.
Tamaño de planta y materia prima: La materia prima principal es el gas natural. En nuestro
país se dispone en tres lugares: zona norte en Talara, en Aguaytía y en Camisea. Solo en Camisea
a enero del 2015 las reservas probadas ascendieron a 17,4 trillones de pies cúbicos (TCF). Estas
cifras concuerdan con las proyecciones realizadas por Perú Petro. Para el desarrollo de una
industria petroquímica que incluye la producción de polímeros, fertilizantes nitrogenados y otros
el gas necesario está reservado y por lo tanto no constituye un factor limitante. Ver Figura 1.6.1
Fuente: Perú-Petro, 2014.
Figura 1.6.1 Producción estimada – ventas de gas natural en el Perú
Tamaño de planta y tecnología: El 77% de la producción mundial de amoniaco emplea gas
natural como materia prima. El 85% de la producción mundial de amoniaco emplea procesos de
reformado con vapor (Colciencias, 2013). Por lo tanto la tecnología es ampliamente conocida, y
las tendencias modernas es el ahorro de energía en el procesamiento y el uso de temperaturas y
presiones más bajas que los valores tradicionales.
Tamaño de planta y financiamiento: El gobierno peruano en el 2007 publico la Ley de
Promoción para el desarrollo de Industria Petroquímica, Ley N° 29163, y el actual gobierno tiene
en su plan de gobierno la acción estratégica: “Promover el desarrollo de la industria petroquímica
a partir del metano y etano. Impulsar el desarrollo del complejo petroquímico, asegurando el
22
suministro y el transporte de los insumos correspondientes a precios competitivos, así como la
infraestructura básica que estas inversiones suponen”. Por lo tanto este tampoco es un factor
limitante.
Tamaño de planta y organización: la industria petroquímica es una industria con una gran
organización. Se tiene la experiencia de grandes plantas industriales como las de Petroperú. No
es factor limitante.
Elección del tamaño de la planta: Para la elección del tamaño definitivo de planta se va
considerar algunos proyectos de producción de amoniaco que se mencionan por diferentes
empresas:
- Empresa Fertibería: con posibilidad de ubicar una planta en Piura o en Pampa Melchorita
en Pisco, proyecta producir 1,1 millones de toneladas al año de amoniaco, de las cuales
700 000 ton se usaría para producir urea y 400 000 ton para producir nitrato de amonio
grado ANFO. Para urea contempla mercados de Perú, Ecuador, Colombia, México y
Estados Unidos. Para el ANFO el mercado seria la minería peruana y chilena (RPP
Noticias, 28 enero del 2013).
- Nitratos del Perú: tiene en proyecto 700 000 toneladas de amoniaco por año para producir
925 ton/día de ácido nítrico y 1 050 ton/día de nitrato de amonio (350 000 toneladas/año).
Inversión estimada de 650 millones de dólares. El proyecto se localiza en el distrito de
Paracas, provincia de Pisco, Región Ica.
- Olympic: tiene un proyecto a desarrollarse en Piura, con una inversión de 45 millones
de dólares para procesar 3,8 MMpc por día de gas para producir 50 000 toneladas de
amoniaco al año, que servirán para producir 70 000 toneladas de urea (BN américas,
2015).
- CFI: tiene proyectado una planta de amoniaco y urea en San Juan de Marcona producirá
750 000 ton/año de amoniaco y 1,3 millones ton/año de urea. El consumo de gas será 99
millones de pies cúbicos por día. La inversión estaría entre 1 500 a 2 000 millones de
dólares.
- Orica Nitratos del Perú: empresa dedicada al rubro de explosivos tiene planificado
producir 300 000 toneladas/año de nitrato de amonio grado ANFO usando el excedente
de amoniaco de la empresa CFI.
- Enaex – Brescia: tienen proyectado producir 700 000 toneladas/año de amoniaco y 350
000 toneladas de nitrato de amonio, exportando el amoniaco excedente. La instalación
de esta planta seria en la región de Paracas (Ica) y costaría cerca de 650 millones de
dólares (El Comercio, 13 julio del 2015).
23
Fuente: El Comercio, 13 de julio del 2015.
Figura 1.6.2. Proyectos petroquímicos en el Perú
De los datos anteriores se deduce que un mercado seguro es el nitrato de amonio grado
ANFO que puede servir para la minería peruana y chilena y no se tendría riesgo alguno para su
venta. De los datos calculados, el nitrato de amonio grado ANFO corresponde al 46,857% de
todos los nitratos estudiados, por lo tanto para este tipo de nitrato se necesitará 261 361 toneladas.
Para tener un tamaño de planta comercial se instalará una planta de 300 000 toneladas de
amoniaco al año. Todo remanente se puede ofertar para otros usos como es la producción de
materiales de limpieza, refrigeración, etc.
La capacidad definida en una operación continua de 8 000 horas al año corresponde a una
producción horaria de 37 500 kg/hr
1.7 UBICACIÓN DE LA PLANTA
El factor principal para la ubicación de una planta de producción de amoniaco es la
cercanía a la fuente de materia prima que en este caso es el gas natural. La razón principal es que
el transporte del gas natural es costoso y necesita tuberías y compresoras que operan a alta presión.
El otro factor importante es el mercado. El amoniaco es un insumo industrial y se proveerá
directamente al consumidor final que es la industria petroquímica que lo utilizará para producir
urea o nitratos. En caso de no haber consumidores directos se tendrá que exportar y por este
motivo tiene que estar cerca de un puerto de embarque.
24
El gobierno peruano con la finalidad de promover la industria petroquímica ha instalado
y sigue instalando gaseoductos que llevan el gas natural a la costa del Perú donde estarían ubicado
los complejos petroquímicos.
En la actualidad existen gaseoductos como el que llega a San Juan de Marcona y la
provincia de Ica y transporta 200 MMPCD. Otro gaseoducto es el Andino del Sur que lleva gas
desde Camisea a Cuzco, Arequipa, Puno, Ilo, Moquegua y Tacna.
De acuerdo a la distribución de gas natural se tiene que Pisco, Ica, Marcona, Arequipa,
Mollendo e Ilo tendrían asegurado el abastecimiento de materia prima para el desarrollo del
proyecto. De acuerdo a las proyecciones de complejos petroquímicos se tiene que tener en cuenta
que existen tres grandes proyectos: Nitratos de Perú en Pisco para la producción de 340 mil
toneladas de ácido nítrico y 390 mil toneladas de nitrato de amonio; CF Industries en Ica para la
producción de 3 850 toneladas de urea; y Braskem-Petroperú en Ilo para la producción de
polietilenos, urea, metanol, aromáticos y otros.
Por la cercanía a puerto de embarque, y en especial porque el proyecto contempla la
producción de ácido nítrico y nitrato de amonio, grandes consumidores de amoniaco, se decide
que la futura planta de amoniaco se instalará en las cercanías del puerto de Pisco.
25
II. INGENIERIA DEL PROYECTO
En esta sección se detalla el proceso de producción de amoniaco previa selección del
proceso. En base a esa descripción se prepara el diagrama de flujo para realizar el balance de masa
y energía. Inmediatamente, se selecciona o diseña los principales equipos de proceso. Finalmente
se hace la distribución de la planta.
2.1 ALTERNATIVAS TECNOLÓGICAS PARA LA PRODUCCIÓN DE
AMONÍACO.
Existen actualmente varios métodos para la síntesis de amoníaco, todos ellos se
fundamentan en el proceso Haber-Bosch original. El proceso consiste en la reacción directa entre
el nitrógeno y el hidrógeno gaseosos, en presencia de un catalizador de hierro:
N2 (g) + 3H2 (g) → 2NH3 (g)
Es una reacción exotérmica por lo que las temperaturas excesivamente altas no favorecen
la formación del producto. Sin embargo a la velocidad que se forma el NH3 a temperatura
ambiente es casi nula. Es una reacción muy lenta, puesto que tiene una elevada energía de
activación, consecuencia de la estabilidad del N2. La solución de Haber al problema fue utilizar
un catalizador y aumentar la presión, ya que esto favorece la formación del producto.
Las modificaciones más importantes están relacionadas con la fuente del gas de síntesis,
la diferencia en los procesos de preparación del gas de síntesis y las condiciones de obtención del
NH3. (Ver Figura 2.2).
Se conoce que el 77% de la producción mundial de amoniaco emplea gas natural como
materia prima. El 85% de la producción mundial de amoniaco emplea procesos de reformado con
vapor.
2.2. MÉTODOS PARA LA MANUFACTURA DE AMONIACO
El amoniaco es un compuesto de nitrógeno e hidrogeno en la proporción molar de 1:3. El
proceso de manufactura, dependiendo de la materia prima usada, comprende cuatro pasos
sucesivos:
Gasificación
Conversión de CO
Purificación del gas
Síntesis
26
Fuente: textos Cientificos.com
Figura 2.2. Fuentes de gas de síntesis
2.2.1 Procesos tradicionales de producción de amoniaco
Proceso de Electrolisis
Agua purificada es utilizada como materia prima en el proceso de electrolisis. Hidróxido
de potasio es adicionado para incrementar la conductividad, pero no participa en la reacción. Los
componentes químicos del agua, es decir hidrogeno y oxígeno, son obtenidos en estado puro a
través de la electrolisis.
Luego el hidrogeno obtenido es mezclado con nitrógeno de una planta de separación de
aire para conseguir la mezcla de síntesis.
El proceso de electrolisis es muy intensivo en el consumo de energía. El consumo típico
de energía es 4,3 kwh/m3, lo cual corresponde a cerca de 8 000 kwh/Tm de amoniaco. Energía
adicional es requerida para la planta de separación del aire para la producción de nitrógeno.
También se requiere energía para la compresión de hidrogeno y nitrógeno y gases del circuito de
recirculación. La energía total requerida es 10 200 kwh/Tm de amoniaco (8,8 Gcal/Tm). Las
plantas basadas en este proceso están localizadas donde se dispone de electricidad de bajo costo
como son las centrales hidroeléctricas.
27
Oxidación parcial de hidrocarburos
En el proceso de oxidación el hidrocarburo (generalmente nafta o petróleo pesado) y
oxigeno son quemados con flama en la parte superior del reactor. Se adiciona vapor al reactor
principalmente para moderar la temperatura. En la flama, una parte del hidrocarburo es
combustionado completamente, el resto es craqueado a hidrocarburos de cadena más corta y los
productos craqueados son reformados. La temperatura normal de la flama es 1 300 – 1 500°C, la
cual es lo suficientemente alta para un contenido de metano residual debajo de 0,3% a la presión
de 30 kg/cm2g.
El gas de salida del reactor pasa a través de la caldera de calor residual, que está diseñada
para evitar el atascamiento por el carbono formado en el quemador. El carbón se transporta con
el gas a trampa y depuradora (scrubber) y puede separarse como gránulos. La cantidad de carbón
producido es 1-3 % de peso del hidrogeno.
La purificación final del gas de síntesis se realiza a través de lavado criogénico donde se
eliminan óxidos de carbono y se reducen los contenidos de metano y argón a un nivel bajo, de
modo que se requiere poca o ninguna purga.
La oxidación parcial de hidrocarburos es un proceso más simple y más robusto que el
reformado con vapor. Las ventajas del proceso son:
No se requiere la extracción previa del azufre.
No está involucrado ningún catalizador sensible
Toda la reformación se puede realizar en un solo paso
Flexible para cualquier materia prima; casi cualquier hidrocarburo líquido o gaseoso se
puede utilizar del gas natural hasta combustóleo residencial pesado, y el cambio de uno
a otro se puede hacer rápidamente.
Menor hidrocarburo total para procesos y combustible
Síntesis más pura debido a la purificación del lavado en frío
Los inconvenientes que aumentan el costo del proceso son:
Se requiere oxígeno o gas enriquecido con oxígeno a menos que haya una etapa de
eliminación de nitrógeno.
El gas producto tiene una relación CO: H2 mucho mayor que la obtenida por reformado
con vapor.
Se requiere una planta "Fría" para la separación del aire, purificación o ambas.
28
Pre-reformado adiabático
El pre-reformado adiabático en caso de alimentación de nafta vaporizada se realiza para
descomponer los hidrocarburos superiores en hidrocarburos inferiores, por ejemplo CH4, y otros
componentes como H2, CO y CO2.
La nafta vaporizada se mezcla con vapor y se precalienta a aproximadamente 490 ° C. El
gas se hace pasar a través del pre-reformador que contiene catalizador de níquel. La composición
típica del catalizador de pre-reformado es Ni-25%, Al2O3-11%, balance con MgO.
En el pre-reformador, las reacciones endotérmicas de reformación son seguidas por las
reacciones exotérmicas de metanación y desplazamiento. El proceso general es normalmente
exotérmico.
El gas procedente del pre-reformador adiabático se envía al reformador primario y al
reformador secundario para su posterior reformado.
El reformador adiabático reduce la carga térmica sobre el reformador primario, por lo que
la vida de los tubos reformadores se hace más larga. El pre-reformador actúa también como un
protector de azufre eficaz para el catalizador del reformador primario.
Proceso de gasificación del carbón
El proceso de gasificación del carbón puede clasificarse según el método de gasificación:
Lecho fijo (Proceso Lurgi)
Lecho fluidizado (proceso Winkler)
Lecho móvil (Proceso Koppers-Totzek (KT)).
Reformado con vapor
El reformado con vapor generalmente es realizado en dos etapas usando reformadores
primario y secundario. El gas natural desulfurado es un reformado (térmico) con vapor a cerca de
28 -30 kg/cm2g de presión y alrededor de 800°C de temperatura en el reformador primario que
consiste en de un numero de tubos de acero aleado resistentes a altas temperaturas empacados con
catalizador de níquel. La reacción global es endotérmica y requiere una gran cantidad de calor. El
gas que sale del reformador primario contiene 5 – 15% de metano y es enviado a un reformador
secundario. La cantidad de nitrógeno requerido es alimentado al reformador secundario a través
de la adición de aire para dar la proporción deseada de 3:1 de hidrogeno a nitrógeno en el gas de
síntesis. Aquí el metano es convertido a H2, CO y CO2 sobre un lecho simple de catalizador.
El contenido de monóxido de carbono del gas es convertido a dióxido de carbono e
hidrógeno haciéndolo pasar sobre un catalizador en presencia de vapor, y luego se genera
29
hidrogeno gracias a la reacción de shift del gas de agua en dos etapas. La primera etapa, la
conversión shift a alta temperatura, es realizada sobre un catalizador de hierro-cromo a 350-
450°C, mientras que la segunda etapa, conversión shift a baja temperatura, es realizada sobre
catalizador de cobre a 200-280°C. En la conversión shift a alta temperatura, el nivel de CO es
reducido de 12% a cerca de 3% y en la conversión shift a baja temperatura el nivel de CO es
reducido a alrededor de 0,2%.
El gas obtenido después de la conversión de shift, contiene más de 18% de CO2 y menos
de 1% de CO, se envía a una purificación en la sección de remoción de CO2.
La mezcla de gas sintético conteniendo H2 y N2 en la proporción de 3:1 reacciona a
elevadas temperaturas en el orden de 450 a 500°C y una presión de 150 -250 kg/cm2g sobre un
catalizador de hierro activado y promovido con potasio y aluminio. El gas enfriado primero por
un intercambiador de calor y finalmente por refrigeración para condensar el amoniaco como
líquido. La conversión del gas de síntesis a NH3 es cerca de 20-30% por paso. El gas remanente
después de la condensación del amoniaco es reciclado al convertidor. Los gases inertes que son
arrastrados en el gas de síntesis son purgados.
2.2.2 Nuevos desarrollos en la tecnología de amoniaco
Proceso LCA (Leading Concept Ammonia) de ICI
Este proceso combina el uso de exceso de aire (hasta 25%) en el reformador secundario
con un catalizador de síntesis muy activo. En el proceso LCA el calor generado en el reformador
secundario es utilizado en el reformador primario por un intercambio de calor directo en un
Reformador Calentado con Gas (GHR). La conversión shift del CO es realizado en un reactor
shift de una sola etapa a 250°C usando un catalizador básico de cobre especial. El CO2, inertes y
exceso de nitrógeno son removidos del gas de síntesis crudo por absorción con presión oscilante.
La síntesis del amoniaco se realiza a una presión baja de menos de 100 kg/cm2g usando un
catalizador promovido de cobalto altamente activo de la empresa ICI. Un consumo neto de energía
es de alrededor de 7,2 Gcal/TM de amoniaco ha sido demostrado en una planta de 450 TM por
día. Ver Figura 2.2.2.1
30
Fuente: https://es.slideshare.net/GIKIAN331/ammonia-industries
Figura 2.2.2.1 Producción de amoniaco con proceso LCA de ICI.
Proceso Haldor Topsoe A/S
El proceso de producción de amoniaco de bajo consumo de energía de la compañía usa
la secuencia convencional de las etapas del proceso las cuales son optimizadas por la introducción
de catalizadores mejorados, diseño de nuevos equipos y estudios extensivos de optimización del
proceso. También se ha proporcionado un pre-reformador que contiene catalizador de níquel
aguas arriba del reformador primario para convertir todos los hidrocarburos superiores, de manera
que sólo el metano, el monóxido de carbono, el dióxido de carbono, el hidrógeno y el vapor están
presentes en el gas producto. El fuego empleado en el reformador primario se reduce en un 15%
debido al pre-reformador. El catalizador de cambio altamente activo asegura un contenido de
monóxido de carbono más bajo a la salida de los convertidores y por lo tanto la utilización más
alta de la materia prima. Nuevo catalizador libre de hierro resistente a altas temperaturas hace
posible operar a una proporción más baja de vapor a carbono en el convertidor shift de alta
temperatura. La compañía también ha desarrollado el Proceso de Reformación con Intercambio
de Calor (HERA). Se utiliza procesos de remoción de CO2 de bajo consumo de energía, tales
como el selexol, MDEA o carbonato de potasio a baja temperatura. Topsoe ha desarrollado
convertidores nuevos especialmente para circuitos de conversión alta. El bucle S-250 presenta un
convertidor de flujo radial de dos camas S-200 seguido por una caldera y un convertidor de flujo
radial S-50 en una sola cama en serie. También se ha desarrollado un nuevo convertidor de flujo
31
radial S-300 de tres capas que es más barato que la configuración S-250 y la conversión es casi la
misma. Figura 2.2.2.2.
Fuente: https://es.slideshare.net/GIKIAN331/ammonia-industries
Figura 2.2.2.2. Producción de amoniaco con bajo consumo de energía de Haldor Topsoe A/S
Proceso de Amoniaco Avanzado de Kellogg Brown & Roots- KAAP
KAAP utiliza un proceso de reformado de vapor a base de intercambio de calor de alta
presión integrado con un proceso avanzado de síntesis de amoníaco de baja presión. El gas de
síntesis crudo se produce mediante el reformado con vapor de hidrocarburos en un sistema basado
en el intercambio de calor a bajo presión, basado en el Sistema de Intercambio de Reformación
de Kellogg Brown y Root (KRES). El sistema KRES también reduce el consumo de energía y
costo de capital además de reducir las emisiones y mejorar la fiabilidad.
Después de la eliminación del azufre, el reformador autotérmico y el cambiador de
reformado que funcionan en paralelo, convierten 100% de alimentación en gas de síntesis en bruto
en presencia de vapor usando catalizador de níquel. En el reformador autotérmico, el aire
enriquecido suministra nitrógeno. El calor de combustión del gas reformado parcialmente
abastece energía a la alimentación remanente de hidrocarburo. El gas de salida del reformador
autotérmico es alimentado en el lado del casco del KRES y entonces se abastece con calor de
combustión a la reacción de reformación que se realiza dentro de los tubos. El gas de salida del
KRES es enfriado en una caldera recuperadora de calor donde se genera vapor a alta presión.
Después del enfriamiento, el gas es enviado a los convertidores shift de CO (temperatura alta y
temperatura baja). El CO2 es separador del gas de proceso usando solución de carbonato de
potasio caliente, MDEA, u otro medio.
32
Después de la remoción de CO2, se realiza la metanación y el proceso de secado del gas.
El gas es entonces comprimido y mezclado con la corriente de reciclo del circuito de síntesis
donde la mezcla de gases es enviada a convertidor diseñado por KAAP. KAAP utiliza un
catalizador de rutenio soportado en grafito de alta actividad que se reivindica que tiene una
actividad 20 veces mayor que el catalizador tradicional de hierro. Por lo tanto se alcanza una
conversión alta a baja presión. Figura 2.2.2.3
Las principales características de esta tecnología son:
- Compresión de caja única
- Cuatro lechos, inter enfriamiento, flujo radial, convertidor con diseño de pared caliente
contenido en una casco.
- Combinación de síntesis de impulsión y compresor de refrigeración
- Compresor combinado de aire de accionamiento y generador eléctrico
- Bucle de síntesis de baja presión
- Catalizador de síntesis de alta actividad
Fuente: https://es.slideshare.net/GIKIAN331/ammonia-industries
Figura 2.2.2.3. Producción mejorada de amoniaco de Kellogg Brown & Roots- KAAP
Proceso de producción de amoniaco de Krupp Uhde GmbH
El proceso Krupp Uhde Gmbh utiliza el reformado convencional de vapor para la
generación de gas de síntesis (front end) y un bucle de síntesis de amoníaco de presión media. El
reformado primario se lleva a cabo a una presión de 40 bares y un intervalo de temperaturas de
800-850ºC.
El reformador de vapor tiene la llama en la parte superior y los tubos están hechos de
acero de alta aleación centrífuga que mejora la fiabilidad. Se agrega aire de proceso en el
reformador secundario a través de boquillas instaladas en la pared del recipiente. Esto proporciona
33
la mezcla apropiada del aire y del gas del reformador. En consecuencia se genera vapor
sobrecalentado de alta presión, lo cual garantiza el máximo uso del calor para lograr una alta
eficiencia energética. El monóxido de carbono es convertido a dióxido de carbono en
convertidores shift de alta y baja temperatura. El MDEA o el sistema Benfield son utilizados para
la remoción de dióxido de carbono.
El bucle de síntesis de amoníaco utiliza dos convertidores de amoníaco con tres lechos de
catalizador con caldera de calor residual situada aguas abajo de cada reactor. Los convertidores
tienen catalizador de hierro de grano pequeño. El concepto de flujo radial minimiza la caída de
presión y permite una conversión máxima del amoníaco. Figura 2.2.2.4.
Fuente: https://www.thyssenkrupp-industrial-solutions.com/en/products-and-services/fertilizer-
plants/ammonia-plants-by-uhde/ammonia-plants-500mtpd/the-uhde-ammonia-processes/
Figura 2.2.2.4. Producción de amoniaco con presión dual de Krupp Uhde GmbH
El proceso de amoniaco con el Concepto de Amoniaco de Linde (LAC)
El proceso LAC consiste esencialmente en una moderna planta de hidrogeno, una unidad
estándar de nitrógeno y un circuito de síntesis de amoniaco de alta eficiencia. El reformador
secundario, y una etapa de conversión de shift y la etapa de metanación han sido eliminados en
este proceso. El reformador primario es calentado con fuego en la parte superior y opera a una
temperatura de salida de cerca de 850°C. La conversión de shift del CO es realizado a 250°C en
una sola etapa en el convertidos de shift isotérmico enfriando los tubos y el gas es enviado al
34
sistema de absorción de presión oscilante (PSA) donde el gas purificado tiene 99,99% de
hidrogeno. Un sistema de separación del aire a baja temperatura con el proceso cold box se usa
para producir nitrógeno puro. El proceso con MDEA de la empresa BASF ha sido eliminado como
proceso para remover el CO2. El circuito de síntesis de amoniaco se basa en un convertidor de
tres lechos axial-radial Casale con intercambiador interno que da una conversión alta. El consumo
de energía (alimentación + combustible) es 7 Gcal/TM de amoniaco.
Fuente:
http://www.linde-engineering.uy/es/process_plants/hydrogen_and_synthesis_gas_plants/gas_products/ammonia/index.html
Figura 2.2.2.5. Producción de amoniaco LAC de Linde.
2.3 SELECCIÓN DEL PROCESO
Los procesos mejorados descritos en el item 2.2.2, a excepción del proceso LAC de Linde
siguen el esquema tradicional mostrado en la Figura 2.3. Todos tienen sistemas de recuperación
de calor con lo cual el consumo de energía por kg de amoniaco disminuye respecto a los procesos
tradicionales. Otra novedad es el uso de nuevos catalizadores que son más selectivos y dan mayor
conversión y trabajan a condiciones más moderadas de temperatura y presión.
Figura 2.3. Proceso convencional de producción de amoniaco
Sin embargo, el proceso LAC de Linde, además de las ventajas de tecnología moderna,
es más simple debido a que no utiliza reformador secundario, sin reactor de metanación y el
nitrógeno lo produce separándolo del aire. El proceso LAC comprende una simplificación con
respecto a la ruta del proceso clásico y se traduce en ahorros de inversión y costos operativos, así
como también simplificación de puesta en marcha y funcionamiento de la planta. Asimismo, se
35
obtienen ahorros adicionales de costos de inversión cuanto el nitrógeno se suministra mediante el
sistema de entrega en el sitio. Los costos operativos específicos se pueden reducir aún más
mediante la venta de productos secundarios valiosos. Si la planta está correctamente alineada, se
puede producir productos secundarios tales como el oxígeno, el argón y el dióxido de carbono. El
reformador secundario, y una etapa de conversión de shift y la etapa de metanación han sido
eliminados en este proceso. Por lo tanto la eliminación de estas tres etapas catalíticas hace reducir
el volumen total de catalizador en 50% cuando se compara con una planta convencional.
2.4 DESCRIPCION DETALLADA DEL PROCESO
Linde Ammonia Concept (LCA) es un proceso de última generación empleado en la
producción de amoniaco a partir de gas natural. La planta de LAC principalmente contiene una
planta de hidrogeno moderna, una planta de nitrógeno estándar y una síntesis de amoniaco de alta
eficiencia. En la planta de hidrogeno, el gas de síntesis se purifica mediante el proceso de
adsorción por cambio de presión (PSA). El nitrógeno puro enviado desde la planta de nitrógeno
primero se mezcla con el gas de síntesis antes de ingresar al compresor de gas de síntesis. El
esquema simplificado se muestra en la Figura 2.4.
Figura 2.4. Esquema simplificado del Proceso LAC de Linde.
36
2.4.1 Producción de hidrogeno
El proceso comienza con la alimentación de gas natural desulfurizado y vapor de agua de
29,42 bares. Se controla que la relación vapor/gas sea mayor a 3 (% másico). La mezcla entra al
túnel de convección donde incrementa su temperatura a 540°C y entra al reformador primario. El
reformador primario es calentado con fuego en la parte superior y opera a una temperatura de
salida de cerca de 850°C. El reformador primario básicamente es un una caja de fuego compacto
con tubos colgantes verticales llenos de catalizador que están dispuestos en múltiples filas
paralelas. Los quemadores de tiro superior forzado están integrados en el techo de la cámara de
combustión. Los gases de combustión atraviesan en contracorriente la sección transversal del
reformador permitiendo recuperación de calor tanto para calentar el aire de combustión como para
producir vapor de alta presión. El catalizador que se emplea es el óxido de níquel soportado sobre
alúmina. Ver Figura 2.4.1.1.
La reacción principal es:
CH4 + 2H2O → CO + 3 H2
Fuente: Linde, 2015.
Figura 2.4.1.1 Reformador Primario del proceso LCA
La conversión de shift del CO es realizado a 250°C en una sola etapa en el convertidor
de shift isotérmico enfriando los tubos. Linde ha desarrollado un reactor especial que trabaja a
temperatura media en comparación con los reactores para conversión de shift convencionales de
alta y baja temperatura. Este reactor es un reactor de lecho fijo que tiene integrado un
37
intercambiador de calor con tubos de enfriamiento helicoidales que permite producir vapor a partir
del agua de enfriamiento. En este reactor se convierte el monóxido de carbono en más hidrogeno:
CO + H2O → H2 + CO2
El nivel de CO en la salida del reactor de conversión shift es menos de 0,5 %. Este grado
de conversión se logra gracias a un catalizador de Cu altamente purificado y promovido con Cs.
Ver Figura 2.4.1.2
Fuente: Linde, 2015
Figura 2.4.1.2. Reactor Shift isotérmico – MT
38
2.4.2 Separación del Hidrogeno
Finalmente, el gas, previamente enfriado, es enviado al sistema de adsorción de presión
oscilante (PSA) donde el gas purificado tiene 9,.9999% mol de hidrogeno. La tecnología PSA
desarrollada por Linde permite velocidades altas de recuperación del producto, bajos costos de
operación y simplicidad operacional. El diseño modular de las plantas de PSA reduce el tiempo
de erección y los costos en el sitio, además están perfectamente controlados por sistemas
computarizados. Figura 2.4.2.1.
Fuente: Linde, 2015
Figura 2.4.2.1 Sistema PSA (Pressure Swing Adsorption) de Linde
La adsorción por oscilación de presión es el método más utilizado en la actualidad para
la separación del hidrógeno. Se basa en un lecho adsorbente que captura las impurezas de la
corriente a alta presión y despues libera las impurezas a baja presión, ya que la concentración que
tolera el adsorbente es más elevada a alta que a baja presión. Es un proceso cíclico que utiliza
39
lechos fijos de adsorbente sólido para eliminar las impurezas del gas. Estas impurezas quedan
retenidas en el adsorbente. El proceso cíclico es el siguiente:
Al primer lecho llega la corriente de gas alimentación a purificar, está en la fase
de adsorción y produce hidrogeno puro a baja presión
Mientras tanto, el segundo lecho está en la fase de despresurización, que libera
gas para purgar el lecho tercero y cuarto de presurización de lecho.
El tercer lecho se purga a baja presión con el fin de eliminar impurezas.
El último lecho se vuelve a comprimir por el gas procedente del segundo lecho.
Este lecho queda listo para hacer de nuevo adsorción.
Una vez hecho esto, el lecho 4 queda lista para la adsorción, pasando a ser ahora el número
1. El número 1 pasa a ser el número 2 donde se despresuriza, el 2 pasa a ser el 3 y el 3 pasa a ser
el 4 y así sucesivamente. El proceso se realiza a temperatura ambiente entre 15 a 30°C. Ver Figura
2.4.2.2.
Fuente: Linde, 2015
Figura 2.4.2.2. Esquema de PSA con 4 lechos de adsorción
40
2.4.3 Síntesis de amoniaco
Un sistema de separación del aire a baja temperatura con el proceso cold box se usa para
producir nitrógeno puro. El circuito de síntesis de amoniaco se basa en convertidor de tres lechos
axial-radial Casale con intercambiador interno, lo que da una conversión alta. El esquema
resumido se presenta en la Figura 2.4.3.1.
Figura 2.4.3.1. Esquema simplificado de síntesis de amoniaco de Linde
El sistema modular de producción de nitrógeno se basa en la destilación del aire, y se
conoce como proceso cold box. El aire seco se licua a -173°C y 6 bares, y se ingresa a la columna
de fraccionamiento obteniéndose oxígeno, nitrógeno y argón líquido. Un sistema modular de
Linde se observa en la Figura 2.4.3.2.
Figura 2.4.3.2. Sistema Cold Box de producción de nitrógeno de Linde
41
Luego que el nitrógeno y el hidrogeno son mezclados, cerca del 90% del flujo pasan por
el lecho catalítico en dirección radial, lo que resulta en una caída de presión menor que un lecho
catalítico de flujo axial. El 10% restante del flujo de gases pasa a través de la capa superior del
lecho catalítico en dirección axial, eliminando así la necesidad de una cubierta superior en el lecho
catalítico. Este arreglo permite utilizar partículas catalíticas más pequeñas (1,5 a 3 mm) y por lo
tanto con mayor superficie activa, dando como resultado una mayor conversión por paso. La
menor caída de presión permite ahorros considerables en la capacidad y operación del compresor.
El reactor opera isotérmicamente, para tal fin dentro del lecho se coloca placas enfriadoras para
remover el calor mientras se va formando amoniaco, y el sistema patentado por Ammonia Casale
se conoce como convertidor de síntesis de amoniaco pseudo-isotérmico. Los gases ingresan
previo calentamiento a 400°C y a una presión de 330 barg. El catalizador utilizado es de hierro.
Saliendo los gases del convertidor catalítico el amoniaco formado tiene que ser separado,
y para tal fin se enfría la mezcla a 30°C permitiendo que el amoniaco más del 50% de amoniaco
se condense y se separa. La mezcla que contiene todavía amoniaco se descomprime y se enfría
aún más (5°C) y se envían a un sistema de recuperación de amoniaco que básicamente es un
absorbedor y un stripper. Los gases remanentes que es una mezcla de hidrogeno, nitrógeno e
inertes se vuelven a calentar y comprimir para ser reingresados al convertidor. Una porción del
gas reciclado se purga para mantener en equilibrio al reactor.
42
2.5 BALANCE DE MASA Y ENERGIA
El balance se hace en base a la capacidad de la planta estimada, es decir 300 000 toneladas
por año. Para un proceso continuo en base a 8 000 horas por año se tendrá una producción de
amoniaco de 37 500 kg/hora o 900 toneladas por día. Este tipo de planta solo para mantenimiento
5 a 7 veces por año (European Commission, 2007) y el arranque toma varios días.
El balance de masa y energía se ha realizado con el simulador Chemcad 7.1.2. Como
materia prima de inicio se consideró gas natural desulfurado. De acuerdo al balance de masa se
necesita 14 493,0594 kg/hr de gas natural, 35 080,0897 kg/h de vapor de agua para la reformación,
con una producción de hidrogeno de 6 707,9162 kg/hr. El ingreso de nitrógeno fresco es de
30 013,2999 kg/hr. En el simulador se ha considera amoniaco anhidro y libre de aceite de
lubricación de las compresoras.
Se concluye que se necesita 0,38648 kg de gas natural por kg de amoniaco.
La planta proyectada en este trabajo es de 900 toneladas por día de amoniaco. Para una
planta similar, de 1 000 toneladas por día, con el proceso de Linde, se necesita (UNIDO, 1998):
- Electricidad: autoabastecida haciendo pasar vapor de alta presión por turbogeneradores
- Agua de enfriamiento: 210 m3/ton de amoniaco
- Agua de proceso: 2,3 m3/ton de amoniaco
El proceso Linde Ammonia Concept (LAC) reemplaza el costoso y complejo diseño de
una planta de amoniaco convencional con tres unidades de proceso confiables y bien probadas:
• Producción de hidrógeno de pureza ultra alta a partir de un reformador de vapor y
metano con purificación de PSA
• Producción de nitrógeno de ultra alta pureza por una unidad de generación de nitrógeno
criogénico, también conocida como unidad de separación de aire (ASU).
• producción de amoniaco en un circuito que incluye un reactor con lecho fijo de flujo
axial-radial que permite una menor caída de presión, y el uso de compresoras centrifugas
más eficientes y con el consiguiente ahorro de energía.
En la Figura 2.5, se representa en forma simplificada la recuperación de calor del
reformador que permite generar vapor de alta presión. Este vapor puede utilizarse para generar
energía eléctrica necesaria para los compresores y sistemas de frio. En esta etapa 14 493,0594
kg/hr de gas natural produce 6 707,9162 kg de hidrógeno y 70 500 kg de vapor de alta presión.
43
Figura 2.5. Proceso simplificado de recuperación de calor en forma de vapor de alta presión en la etapa
de producción de hidrogeno por reformación (Jenkins, 2011).
El consumo total de energía en la producción de amoniaco a partir de gas natural alcanza
un nivel de 28 – 32 GJ/ton de amoniaco.
La energía eléctrica que se gana en una planta de amoniaco a partir de gas natural es de
398 kWh/ton de amoniaco: 390 kWh/ton para compresores y 8 kwh/ton para bombas (Gosnell,
2005).
44
Fuente: elaborado por los autores
Figura 2.5*. Diagrama de flujo del proceso de obtención de amoniaco a partir del Gas Natural
45
46
2.6 EQUIPOS PRINCIPALES DE PROCESO
La capacidad nominal de la futura planta de amoniaco que desarrollada en el presente
proyecto será de 900 ton/día. La tecnología LAC (Linde Ammonia Concept) de la Compañía “The
Linde Group” provee de instalaciones modulares para producir amoniaco a partir de gas natural
con capacidades desde 200 ton/día hasta más de 1 750 ton/día.
La tecnología LAC consta de tres módulos básicos:
- Sistema de obtención de hidrogeno de ultra alta pureza por reformación catalítica con
vapor del gas natural. Incluye purificación PSA – pressure-swing adsorption.
- Sistema de producción de nitrógeno de ultra alta pureza. Emplea el proceso criogénico.
- Sistema de síntesis de amoniaco, que emplea el reactor diseñado y patentado por Casale.
Incluye el sistema de enfriamiento para obtener amoniaco líquido.
47
2.7 DISTRIBUCION DE LA PLANTA INDUSTRIAL
Figura 2.7. Plano de distribución de la planta de producción de amoniaco a partir de gas natural (adaptado y modificado de Srivivasan & Kumar, 20
1. Ingreso 8. Dpto. control de calidad 15. Separación aire (criogénico) 22. Mezcla y compresoras de N2 y H2
2. Dpto. recursos humanos 9. Ingreso a la planta 16. Caldera recuperadora de calor 23. Talleres
3. Área de parqueo 10. Reactor Shift 17. Intercambiadores de calor 24. Almacenamiento de NH3
4. oficina de administración 11. Reformador 18. Torres enfriamiento/Tratamiento agua 25. Planta de amoniaco
5. Estación de bomberos 12. Absorbedor 19. Sala de control 26. Futura expansión de planta
6. Comedor 13. Almacén de Gas Natural 20. PSA CO2 27. Almacén de O2 purificado
7. Para futura expansión 14. Almacén de N2 y O2 21. Separador gas-líquido 28. Despacho de O2
48
III. ESTUDIO ECONOMICO
Durante el presente capítulo, se hace una descripción detallada del Balance Económico
del proyecto, donde se evalúa la factibilidad económica del mismo.
La evaluación económica del presente proyecto obedece a la dinámica seguida por la
mayoría de proyectos de Plantas de procesos de industria química. Según esto, se ha considerado
dos aspectos importantes como la Estimación de la inversión total y Estimación del costo total de
producción, para finalmente determinar la rentabilidad del proyecto.
El estudio financiero se basa en la producción de 300 000 toneladas de amoniaco por año.
Para estimar la inversión total se ha considerado los precios del año 2016 de los
proveedores de las maquinarias para el producto motivo del proyecto. La fuente principal
consultada ha sido Matches que nos brinda costos actualizados para 275 tipos de equipos de la
industria química.
Como criterio de rentabilidad se usa la tasa interna de retorno sobre la inversión (RSI),
tiempo de recuperación del capital (“pay out time”), valor presente del flujo de dinero, punto de
equilibrio.
Cabe mencionar que los valores obtenidos de la evaluación económica son susceptibles
de ser mejorados. En la evaluación económica no se ha considerado la producción de dióxido de
carbono de alta pureza (36 620,4079 kg/hr) y de oxígeno del separador de aire (cercad de 9 000
kg/hr). Estos sub-productos mejorarían substancialmente la economía del proyecto.
3.1. ESTIMACIÓN DE LA INVERSIÓN TOTAL
La inversión total es el capital necesario para la ejecución del proyecto. Este capital está
compuesto por el capital fijo total y capital de trabajo.
3.1.1. Capital fijo total (CFT)
Este capital es el necesario para la compra e instalación de los equipos principales Y
auxiliares necesarios para poner la planta en las condiciones para la producción, se consideran
además los gastos que demandan la construcción física, los costos indirectos, capital de puesta en
marcha y los intereses durante el periodo de culminación del proyecto.
CAPITAL FIJO TOTAL = US $ 224 260 400
49
3.1.1.1. Costos directos (CD)
Es el costo físico de la planta o capital necesario para la compra e instalación de los equipos:
A) Costo de equipo principal y auxiliar.
US $ 160 186 000
B) Costo de instalación de los equipos.
US $ 16 018 600
C) Costo de tuberías y accesorios: 5% del 4costo del equipo en planta.
US $ 8 009 300
D) Costo de instalaciones eléctricas: 2% del costo CIF del equipo
principal y auxiliar. Por zona industrial y ya se tiene acceso a la red
nacional interconectada.
US $ 3 203 720
E) Costo de cimientos y estructuras: 3% del costo CIF del equipo
principal y auxiliar
US $ 4 805 580
F) Costo de instrumentación de control y cómputo: 1% del costo CIF
del equipo principal y auxiliar. Equipo e instalación.
US $ 1 601 860
G) Costo de terreno y mejoras: Este comprende el costo del terreno, así
como su preparación e instalación de pavimentos, veredas y áreas
verdes. Se estima como el 1% del CIF del equipo principal y auxiliar.
US $ 1 601 860
H) Costos de servicios auxiliares: 5% del costo CIF del equipo principal
y auxiliar. Incluye equipos para producción de vapor, aire comprimido,
agua de proceso y electricidad.
US $ 8 009 300
TOTAL DE COSTOS DIRECTOS
CD=CE+CInst+CTubAcc+Casi+Cont+Cau*Ser+CElec+CCimEst+CEdif+CTerrMej
CD = US$ 203 436 220
3.1.1.2. Costos indirectos (CI)
Son los gastos indirectos que demanda la construcción física de la planta. Este rubro
comprende:
A) Costos de ingeniería y supervisión: 3% del costo de los equipos
principales y auxiliares.
US $ 4 805 580
50
B) Costo de construcción: 6% del costo de los equipos principales y
auxiliares colocados en la planta
US $ 9 611 160
C) Costo de honorarios para contratistas: 1% del costo de los equipos
principales y auxiliares colocados en la planta.
US $ 1 601 860
D) Costo de imprevistos: 1% del costo de los equipos principales y
auxiliares colocados en la planta.
US $ 1 601 860
E) Costos de seguros e impuestos: 2% del costo de los equipos
principales y auxiliares colocados en la planta.
US $ 3 203 720
TOTAL COSTOS INDIRECTOS (CI)
CI= CIngsup + Chon + Cimpr
CI = US $ 20 824 180
3.1.2. Capital de trabajo (CT)
Se refiere al dinero adicional para operar la planta hasta que ingrese el dinero de las
ventas. Está formado por la cantidad total de dinero invertido en materias primas, inventarios de
materiales de proceso, inventario de producto, cuentas por cobrar y caja.
A) Inventario de materias primas: Se estima como el costo total de
materia prima necesaria para un 1 mes de producción.
US $ 722 303
B) Inventario de materias en proceso: Su estima como el costo de un
día del costo de fabricación.
US $ 225 000
C) Inventario de producto: Se estima como el costo de un (1) mes del
costo de manufactura o fabricación.
US $ 1 562 500
D) Cuentas por cobrar: Se estima como el monto equivalente a las
ventas de un (1) mes.
US $ 1 562 500
E) Disponible en caja y bancos: Es el capital necesario para cubrir los
gastos de salario, suministros de operación, etc. Se estima como el
equivalente al costo de un mes de fabricación.
US $ 781 250
51
CAPITAL DE TRABAJO
CT = US $ 4 853 553
INVERSION TOTAL = CAPITAL FIJO TOTAL + CAPITAL DE TRABAJO
INVERSION TOTAL = US $ 229 113 953
TABLA 3.1.2 Activos fijos y Capital de trabajo
1. ACTIVOS FIJOS
$ 224 260 400
1.1. Costos directos
Costo de equipos en planta $ 160 186 000
$203 436 220
Costos de instalación de todo el
equipo
$ 16 018 600
Costo de instrumentación y
control
$ 1 601 860
Costo de tuberías y accesorios $ 8 009 300
Costo de sistema eléctrico $ 3 203 720
Costo de edificios $ 4 805 580
Costo de mejoras de terrenos $ 1 601 860
Costo de servicios $ 8 009 300
Total costos directos
1.2. Costos indirectos
Costos de ingeniería y
supervisión
$ 4 805 580
$20 824 180
Costo de la construcción $ 9 611 160
Costos de seguros e impuestos a
la construcción
$ 3 203 720
Costo de honorarios para los
contratistas
$ 1 601 860
Gastos imprevistos $ 1 601 860
Total costos indirectos
2. CAPITAL DE TRABAJO
$ 4 853 553
Inventario de materia prima $ 722 303
Inventario de materia prima en
proceso
$ 225 000
Inventario de producto en
almacén
$ 1 562 500
Cuentas por cobrar $ 1 562 500
Disponibilidad de caja $ 781 250
Total capital de trabajo
INVERSIÓN TOTAL DE PROYECTO $229 113 953
52
3.2. ESTIMACION DEL COSTO TOTAL DE FABRICACION (CTF)
El costo total de fabricación resulta de la suma del total del costo fijo de fabricación (CTF)
y los gastos generales (VAI).
3.2.1. Costo de fabricación
3.2.1.1. Costos directos de fabricación (CDF)
A) Costo de materia prima: Es el costo de las materias primas e insumos
utilizados en el proceso de fabricación del producto durante un año.
Asciende a:
Costo anual: US $ 34 670 562
B) Costo de mano de obra: Este rubro comprende al personal que
normalmente opera la planta y la estimación se realiza determinando el
número de trabajadores y posteriormente el salario que le corresponde a
cada trabajador. El costo corresponde a un año de operación. Por ser una
planta automatizada se han considerado 25 colaboradores por turno, 8
horas diarias cada turno, en total serian 75 colaboradores diario.
Con un salario de $ 400 mensual cada trabajador.
US $ 420 000
C) Costo de supervisión e ingeniería: Se estima como 40% de la mano
de obra y corresponde a todos los profesionales que supervisan la fábrica.
US $ 168 000
D) Costo de Mantenimiento: Estos gastos incluyen el material, mano de
obra y supervisión que corresponden a reparaciones accidentales, rutina
de mantenimiento de equipos y edificios El monto se estima como el
equivalente al 1% del costo fijo total.
US $ 2 242 604
E) Costo de auxiliares y servicios: Comprende a servicios como
energía eléctrica y agua (servicio de terceros). Se estima como el 45% del
costo de mantenimiento.
US $ 1 009 172
F) Costo de suministros de operación: Se estima como el 20% del costo
de mantenimiento.
US $ 448 521
COSTOS DIRECTOS DE FABRICACION (CDF)
CDF = US $ 38 958 858
53
3.2.1.2. Costos indirectos de fabricación (CIF)
Son ciertos beneficios y facilidades que tienen los trabajadores y además algunos
renglones que no están ligados directamente a la manufactura del producto, que se tienen que
cargar al costo de producción. Comprende lo siguiente:
A) Cargas a Planilla: Es un costo que paga la empresa por ESSALUD
(8%), AFP (9%), y/o SNP (13%). Depende de lo que dicta la ley. Se estimó
un total de 21% de los sueldos o salarios.
US $ 88 200
B) Gastos de Laboratorio: Lo constituyen las pruebas de control de
calidad, análisis físicos, químicos, microbio-lógicos y todo lo relacionado
para certificar la pureza del producto y viabilidad o para identificar
procesos defectuosos. Esta suma equivale al 15% del costo de mano de
obra.
US $ 63 000
C) Gastos Generales de Planta: Este monto se estima como el 15% del
costo de mano de obra.
US $ 63 000
COSTOS INDIRECTOS DE FABRICACION
CIF = US $ 214 200
3.2.1.3. Costos fijos de fabricación (CFF)
Son aquellos costos cuyo valor es independiente del nivel de producción o utilización de
la planta y comprende lo siguiente:
A) La depreciación, estimado como el 10% del capital fijo total o
costo fijo total.
US $ 22 426 040
B) Los impuestos (predios, local, etc,) equivalen al 1% del capital
fijo total.
US $ 2 242 604
C) Los seguros, se estiman como el 0,4 a 2% del capital fijo total. Se
estimó como el 1%.
US $ 2 242 604
COSTOS FIJOS DE FABRICACION
CFF = US $ 26 911 248
54
COSTO DE FABRICACION: CDF + CIF + CFF
CFab = US $ 66 084 306
3.2.2. Gastos generales (VAI)
Los gastos efectuados en una compañía que no están en los costos de manufactura, pero
que son necesarios para que la planta funcione con eficiencia, son agrupados como gastos
generales y se denominan VAI porque está dado por y Equivalen al 6% de las ventas totales
A) Ventas: se estima como el 3% del costo fijo de fabricación
US $ 807 337
B) Administración: se estima como el 10% del (CMO+CSI+CMR)
US $ 283 060
C) Investigación y desarrollo: Se estima como el 5% del costo de mano
de obra.
US $ 21 000
GASTOS GENERALES
VAI = US $ 1 111 398
COSTO TOTAL DE FABRICACION = CDF + CIF + CFF + VAI
COSTO TOTAL DE FABRICACION = US $ 67 195 704
TABLA 3.2.2 Costo de Manufactura y Costo Unitario
1. COSTOS DE MANUFACTURA $ 66 084 306
1.1. COSTOS DIRECTOS DE MANUFACTURA
Costos de materia prima $34 670 562
$38 958 858
Costo de mano de obra $420 000
Costo de supervisión e ingeniería $168 000
Costo de mantenimiento y reparación $2 242 604
Costo de auxiliares y servicios $1 009 172
Costo de suministros de operación $448 521
TOTAL COSTOS DIRECTOS
1.2. COSTOS INDIRECTOS DE MANUFACTURA
$214 200
Costos de planillas $88 200
Costo de laboratorio $63 000
Costos generales de planta $63 000
TOTAL COSTOS INDIRECTOS
1.3. COSTOS FIJOS DE MANUFACTURA
$26 911 248
Depreciación $22 426 040
Impuestos $2 242 604
Seguros $2 242 604
TOTAL DE COSTOS FIJOS
55
1.4. GASTOS GENERALES
$1 111 397
Administración $283 060
Ventas $ 807 337
Investigación y desarrollo $21 000
TOTAL GASTOS GENERALES
COSTO TOTAL DE MANUFACTURA $67 195 704
2. COSTO UNITARIO Producción: 300 000 000 kilogramos/año.
$0,224/kg
Fuente: Elaborada por los Autores
3.3. ANALISIS ECONOMICO DEL PROYECTO DE INVERSION
El objetivo de la evaluación, es la obtención de los elementos de juicio necesarios para
emitir una decisión final si el proyecto satisface o no los requerimientos o exigencias de los
inversionistas en función a su rentabilidad. En resumen muestra los resultados del estudio
económico.
3.3.1. Retorno sobre la inversión (RSI)
Se expresa como la relación porcentual entre la utilidad bruta (antes del pago de
impuestos) y la inversión total, multiplicado por 100. Se recomienda que ésta sea >35%.
Se obtuvo un retorno sobre la inversión antes del pago de impuestos de 35,87%
También se expresa como la relación entre la utilidad bruta (después del pago de
impuestos) y la inversión total, multiplicado por 100. Se recomienda que ésta sea >12%.
Se obtuvo un retorno sobre la inversión después del pago de impuestos de 26,26%
3.3.2. Tiempo de recuperación de la inversión (POT, Pay On Time)
Llamado periodo de recuperación del efectivo, periodo de reembolso (periodo de pago).
Son los años necesarios para recuperar la inversión despreciable original a partir de las utilidades
o márgenes de depreciación. Se calcula dividiendo la inversión total entre la suma de la utilidad
antes del pago de impuestos y la depreciación y se expresa en años. Se recomienda que ésta sea
< 5 años. Se obtuvo un tiempo de recuperación de la inversión es de 2,11 años antes del pago de
impuestos siendo este tiempo menor a 5 años.
Se obtuvo un tiempo de recuperación de la inversión es de 2,59 años después del pago de
impuestos siendo este tiempo menor a 5 años.
56
3.3.3. Punto de equilibrio (PE)
Indica en momento en el que la empresa no tendrá ganancias ni pérdidas. Se puede
expresar en cantidad de producción, ventas o capacidad de producción en %, que debe tener la
empresa para no tener pérdidas.
Para su cálculo es necesario determinar los costos fijos y los costos variables del proyecto.
Se estimó en 24,76 %, que equivale a:
3.3.4. Estado de pérdidas y ganancias.
Es un resumen de costos y utilidades que muestra las ganancias o pérdidas en el ejercicio,
el resultado final se denomina también flujo neto económico.
VALORES CALCULADOS
VALOR ACEPTABLE
a. Retorno sobre la Inversión antes del pago de impuestos
35.87 % > 35 %
b. Retorno sobre la Inversión después del pago de impuestos
26,26% > 12 %
c. Tiempo de recuperación del dinero antes de impuestos
2,11 < 5 años
d. Tiempo de recuperación del dinero después de impuesto
2,59
e. Punto de equilibrio 24,76 % < 50%
ESTADO DE PERDIDAS Y GANANCIAS
Producción anual 300 000 000 kilogramos
Precio de venta por unidad 0,510 $/kg
Ingreso de ventas anuales 153 000 000 $
Costo total de fabricación (producción) 67 195 704 $
Utilidad Bruta 85 804 296 $
Impuesto a la renta ( 30% ) 19 800 991 $
Utilidad neta 66 003 304 $
Ingreso neto de ventas anuales = Producción anual * Precio de venta unitario
Utilidad Bruta = Ingreso Neto de Ventas Anuales - Costo Total de Fabricación
Utilidad Neta = Utilidad Bruta - Impuesto a la Renta.
57
IV. CONSIDERACIONES AMBIENTALES
La mejor vía para la reducción de las emisiones, vertidos y residuos en general en la
industria es su prevención en origen. La aplicación de técnicas de prevención de la contaminación
mejora la eficiencia de los procesos e incrementa los beneficios a la vez que minimiza el impacto
ambiental de la actividad. La minimización en origen puede hacerse de varias formas, ya sea
reduciendo las entradas de materias primas y auxiliares, rediseñando el proceso, reutilizando
productos secundarios, mejorando la gestión, reutilizando recursos como el agua, incrementando
la eficiencia energética, substituyendo productos tóxicos y peligrosos por otros más benignos, etc.
Desde este punto de vista se asegurará las fugas y pérdidas de algún fluido durante el
proceso,
El agua de enfriamiento (230 m3/ton de amoniaco) será convenientemente reciclado con
sistemas de enfriamientos modernos que utilizan solamente aire en lugar de la mezcla tradicional
de glicol y agua.
El agua de proceso (2,3 m3/ton de amoniaco) será convenientemente reciclada previo
tratamiento físico-químico.
La disminución de etapas y de catalizadores altamente específicos asegura el uso de meno
equipamiento para obtener el producto final.
Los posibles “efluentes” de la futura fábrica de amoniaco se pueden representar en la
Figura 4. Uno de los efluentes contaminantes son los gases de la combustión generados para llegar
a la temperatura de operación del reformador. Respecto a estos gases se considera que el nivel de
contaminación alcanzado será mínimo y se asegura que la altura de chimenea debe cumplir la
normativa peruana que indica que debe tener una altura no menor de 3 m por encima de cualquier
construcción que esté hasta 7 m de distancia del ducto – Norma EM.060, articulo 5.
En la etapa de remoción de dióxido de carbono para obtener hidrogeno puro, el dióxido
de carbono puede someterse a una purificación y venderlo en alto grado de pureza a fábricas
conexas de urea o envasarse para vender a otras industrias como las de bebidas gaseosas. La
inversión que se realizaría se estaría pagando con los ingresos por venta de dióxido de carbono
de alta pureza.
Otra corriente de posible contaminación es la corriente de purga que contiene básicamente
hidrogeno y nitrógeno que no reaccionaron, y algunas impurezas que de reciclarlos perjudicarían
el funcionamiento del reactor de síntesis. Para resolver este inconveniente se propone utilizar esta
corriente de purga como combustible en el horno del reformador catalítico. Su combustión no
generaría contaminantes debido a que el hidrogeno combustiona a agua. Otra alternativa es
instalar otros sistema PSA para purificar la corriente de purga y obtener hidrogeno puro que puede
ser reciclado al proceso.
58
En los sistemas de enfriamiento se generan condensados que podrían contener amoniaco,
pero no constituyen peligro ambiental. Según la EPA las limitaciones de amoniaco en efluentes
están en el rango de 0,0500 – 0,1875 kg de amoniaco por tonelada de producto, y es un valor
máximo diario. El amoniaco es el único refrigerante que no afecta la capa de ozono y ni provoca
efecto invernadero, debido a que no contiene átomos de cloro o de bromo.
Fuente: Sánchez, 2004.
Figura 4. Ingresos y entradas de una planta de producción de amoniaco a partir de gas natural
desulfurizado.
Otro efluente importante, pero no contaminante, es la corriente con alto contenido de
oxigeno que se genera el separador criogénico del aire. Este oxigeno está mezclado con pequeñas
cantidades de nitrógeno, y trazas de argón y dióxido de carbono. Se propone purificar esta
corriente para obtener oxígeno puro el cual se puede vender para industrias conexas. Otra
alternativa es utilizarlo como comburente en el horno de reformación para mejorar la eficiencia
del horno de combustión. El oxígeno puro tiene usos industriales, principalmente, en la industria
de producción primaria de metales, gasificación, servicios de salud, arcillas, refinería de petróleo,
industria de pulpa y papel, tratamiento de agua, y otros.
59
V. CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES
5.1 CONCLUSIONES.
a. De análisis del mercado
Según el estudio de mercado, existe una gran demanda potencial del amoniaco 1
para la producción de nitrato de amonio en grados fertilizantes, técnico y ANFO, además
de la producción de urea y sulfato de amonio. Se demuestra en esa base que la demanda
insatisfecha alcanzaría un nivel de 1,097 millones de toneladas de amoniaco. También se
demuestra que existe suficiente materia prima para desarrollar este proyecto.
Se plantea como mercado objetivo las futuras plantas de producción de nitrato de amonio
grado ANFO. En esa base se determinó que el tamaño requerido de planta será de 300 000
toneladas al año de amoniaco.
b. De análisis técnico
Se evaluaron todos los procesos existentes de la producción de amoniaco a partir
de gas natural. Se escogió el proceso más simplificado y eficiente: Proceso Linde Ammonia
Concept (LAC). Según el balance de masa se produce 0,4628 kg de hidrogeno y 2,587 kg
de amoniaco por cada kg de gas natural alimentado. Desde el punto de vista ambiental se
debe ejercer control sobre diferentes efluentes de la futura planta de producción de
amoniaco.
c. De análisis Financiero.
La factibilidad económica de la planta se interpreta con los siguientes
indicadores:
La inversión total para la instalación de la planta asciende a US $ 229 113 953
Punto Equilibrio del proyecto 24,76%.
Tiempo de recuperación de la inversión es de 2,11 años antes de impuestos y 2,59
años después de impuestos.
La tasa de retorno sobre la inversión es de 26,26 % después de los impuestos.
El costo unitario por kilogramo de amoniaco es $ 0,224
El precio de venta por kilogramo de amoniaco es $ 0,510 colocado en fábrica.
En la evaluación económica no se ha considerado la producción de oxígeno y
dióxido de carbono de alta pureza que se puede vender como subproducto.
60
5.2. RECOMENDACIONES
Los peruanos hemos tenido muchos y variados recursos naturales, pero no hemos sabido
explotarlos de manera sostenida, tampoco les dimos valor agregado ni hemos previsto
qué hacer cuando estos recursos se agoten. Nunca tuvimos una política de estado en
ciencia, tecnología e innovación. Una lección todavía no aprendida por nosotros es el
caso de los fertilizantes naturales: salitre y guano de islas. La explotación de estos
recursos no fue realizada de la mejor forma; se despilfarró y no se invirtió nada en
investigación, a diferencia de países europeos que realizaron investigaciones e
innovaciones, con el tiempo, se independizaron de fertilizantes naturales, produciéndose
sintéticamente como: amoniaco, nitratos, etc.
Necesitamos con urgencia un mejor aprovechamiento de nuestros recursos donde
participe el estado con un mayor apoyo al sector privado a través de los ministerios, de
las universidades se fomente el desarrollo de la industria nacional y poder producir aquí
no solo la materia prima que es abundante en nuestro país sino también poder
transformarla en un producto final para consumo local y de exportación.
Se recomienda instalar la planta de amoniaco a partir de gas natural.
Se recomienda cumplir con las recomendaciones de operación para no producir impacto
negativo sobre el medio ambiente.
Se recomienda cumplir con las recomendaciones y legislación peruana en materia de
seguridad y salud ocupacional para las instalaciones y operaciones de la planta para
mantener muy bajos los niveles incidentes y accidentes hacia los colaboradores.
Se recomienda seguir investigando sobre nuevos catalizadores que tengan una mayor
selectividad y rendimiento en los distintos procesos de producción de amoniaco a partir
de gas natural.
61
VI. REFERENCIAS BIBLIOGRAFICAS
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Weinheim: Wiley-VCH.
ATSDR – Agency for toxic substances and disease registry. 2002. Amoníaco
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Unidos.
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Shift Reaction. International Conference on recent Advances in Chemical Engineering
and Technology, Kochi, India.
BARTLES, JEFFREY RALPH. 2008. A feasibility study of implementing an
Ammonia Economy. Graduate Theses. Iowa State University.
BNaméricas. 2015. Planta de amoniaco y urea, bloque XIII.
COLCIENCIAS – 2013. Ahorro de energía en la industria de amoniaco.
EFMA, 2014. Production of Ammonia – Best available techniques for pollution
prevention and control in the Europe Fertilizer Industry. Bookle N° 1 of 8. Belgium.
EUROPEAN COMMISSION. 2007. "Reference Document on Best Available
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Camisea: Petroquímica básica en fertilizantes. Tesis pre-grado. Universidad Nacional de
Ingeniería. Facultad de Ingeniería de Petróleo, Gas Natural y Petroquímica.
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Processing. October.
GESTION – EMPRESAS. 2013. Se construirá la primera planta de fertilizantes del país
en el norte. 18 de setiembre del 2013. Lima, Perú.
62
GOMEZ, POCOMUCHA J. 2010. Operación de plantas de procesamiento de gas
natural. Osingergmin. Gerencia de Fiscalización del Gas natural, división de producción,
procesamiento y transporte. Lima, Perú.
GRUPO PROPUESTA CIUDADANA. 2013. ¿Para quién es el gas? Entre el consumo
interno y la exportación. Lima, Perú.
GUTIERREZ, PEÑA CESAR. 2013. Oportunidades para el desarrollo de la industria
petroquímica en el Perù. III Conferencia Petroquímica Perú. Utilites Perú.
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Específicos: Amoniaco. Boletín N° 10. Quito, Ecuador.
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años y seguimos contando. Revista Petroquímica – Petróleo, Gas, Química & Energía. 11
de noviembre del 2013. Buenos Aire, Argentina.
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63
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28 enero del 2013, Lima, Perú.
SANCHEZ, B. 2004. Sinergia para la obtención de productos derivados del gas natural
– factibilidad técnica y económica de una planta de amoniaco. Tesis de pregrado.
Universidad Nacional de Ingeniería. Lima, Perú.
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ambiental de su proyecto para instalar una planta petroquímica. Lima, Perú.
ULLMAN. 2000. Encyclopedia of industrial Chemistry. 6th Ediciòn, Wiley-VCH.
UNIDO. 1998. Fertilizer Manual. Kluwer Academic Publishers. Part a revisión of the
IFDC/UNIDO Fertilizer Manuall Published in December 1979. Printed in the
Netherlands.
VII. LINKOGRAFIA
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http://www.ptq.pemex.com/productosyservicios/eventosdescargas/Documents/FORO%
20AMONIACO/2013/Manual%20de%20Amoniaco.pdf
2. Instalaran planta de fertilizantes más grande del mundo en el Perú
http://rpp.pe/economia/economia/instalaran-planta-de-fertilizantes-mas-grande-del-
mundo-en-peru-noticia-562182. 28 enero del 2013.
3. Fuentes de gas de síntesis
https://www.textoscientificos.com/quimica/amoniaco
4. Características del catalizador de reformación catalítica Haldor Topsøe AS,
http://www.topsoe.com/site.nsf/vALLWEBDOCID/KVOO-
5PGF7A/$file/Cat%20-%20Topsoe%20R-67%20leaflet.pdf (2005b)
5. OSINERGMIN. (2018): Factor de actualización del precio del gas natural en boca de pozo –
Lote 88
http://www.osinergmin.gob.pe/seccion/centro_documental/gart/PliegosTarifarios/FBP01012018
6. Indice de costos de la planta.
https://www.chemengonline.com/pci-home
64
VIII. APENDICE
SEGURIDAD EN EL MANEJO DEL AMONIACO
Donde las cantidades de volúmenes de amoniaco anhídrido son almacenados o
manipulados en almacenes, tales áreas deberían ser aisladas de otras salas y tal edificio protegido
con rociadores, equipo eléctrico hermético al vapor, ventilación efectiva, y un buen sistema de
seguridad.
Las válvulas de seguridad son necesarias en los tanques de almacenamiento. Deberá ser
instalada una válvula de 3-caminos y así uno está siempre abierto al tanque. Las válvulas deberán
descargar a un lugar seguro fuera del área de almacenaje.
Los tanques de amoniaco dentro del área de almacenamiento no deberán estar localizados
cerca de los tanques conteniendo líquidos inflamables. Las áreas en las cuales los riesgos de
amoniaco existen deberán tener un adecuado número de salidas bien marcadas o señalizadas a
través de la cual el personal puede escapar rápidamente en caso de emergencia. Estos se deberán
abrir desde afuera y guiar hacia fuera de las galería o plataformas, escapes de fuego o a otro
pasadizo no obstruidos.
Es de gran importancia que la adecuada ventilación sea provista y mantenida para
almacenar o mantener la concentración del gas de amoniaco debajo de 100 ppm por volumen en
el aire. Las concentraciones más altas son peligrosas para el trabajador no protegido. A través de
sistemas de ventilación especiales no serán encontrados necesariamente en muchos procesos, en
ambientes en las cuales el amoniaco podría escapar deberían tener ductos de ventilación dirigidos
hacia fuera, de tal manera que el gas que escapa no contamine áreas contiguas o impida el escape
de personas que podrían estar trabajando en ella; todos deberán ser localizados a la altura máxima
y guiadas hacia arriba.
65
A1. ESTUDIO DE MERCADO
A1.1. PROYECCION DE LA DEMANDA DE NITRATO DE AMONIO
GRADO FERTILIZANTE.
Se realizó la proyección tomando los datos desde el 2009 que muestra un
crecimiento constante. Figura A-1
Según la gráfica para el año 2025 se tendrá una demanda de 230 000 toneladas.
A1.2 PROYECCION DE LA DEMANDA DE UREA
Según la Figura A-2 la demanda proyectada de urea para el 2025 llegará
aproximadamente a 490000 toneladas.
A1.3 PROYECCION DE LA DEMANDA DE SULFATO DE AMONIO.
Según la Figura A-3, la demanda proyectada de sulfato de amono para el año 2025
llegará a aproximadamente 290000 toneladas.
A1.4 PROYECCCION DE LA DEMANDA DE NITRATO DE AMONIO
GRADO TECNICO
Según la Figura A-4, la demanda proyectada de nitrato de amonio grado técnico
para el año 2025 llegará a aproximadamente 235000 toneladas.
y = 13473x + 588.14R² = 0.8719
0
50000
100000
150000
200000
250000
2009 2010 2011 2012 2013 2014 2015
A-1: NITRATO DE AMONIO FERTILIZANTE
66
A1.4.1 PROYECCCION DE LA DEMANDA DE NITRATO DE AMONIO
GRADO ANFO
Según la Figura A-5, la demanda proyectada de nitrato de amonio grado ANFO
para el año 2025 llegará a aproximadamente 410000 toneladas.
y = 8698.6x + 312797
0
100000
200000
300000
400000
500000
600000
2006200720082009201020112012201320142015
A2: UREA
y = 11251x + 65669
0
50000
100000
150000
200000
250000
300000
350000
2006200720082009201020112012201320142015
A3: SULFATO DE AMONIO
67
En resumen las proyecciones para el año 2025 serán:
Nitrato de amonio grado fertilizante: 230000 ton
Urea: 490000 ton
Sulfato de amonio: 290000 ton
Nitrato de amonio grado técnico: 235000 ton
Nitrato de amonio grado ANFO: 410000 ton
y = 9928.7x + 31976
0
50000
100000
150000
200000
250000
2006200720082009201020112012201320142015
A4: NITRATO DE AMONIO GRADO TECNICO
y = 15915x + 92117
0
50000
100000
150000
200000
250000
300000
350000
400000
450000
2006200720082009201020112012201320142015
A5: NITRATO DE AMONIO GRADO ANFO
68
Respecto a los nitratos la proyección total asciende a:
230000 + 235000 + 41000 = 875000 ton
Expresado en porcentaje:
Nitrato de amonio grado fertilizante: 26.286%
Nitrato de amonio grado técnico: 26.857%
Nitrato de amonio grado ANFO: 46.857%
A.2. PROYECCION DE LA DEMANDA EQUIVALENTE EN
AMONIACO
Los consumos específicos son:
Urea: 0.566 kg de amoniaco por kg de urea
Nitrato de amonio: 0.4250 kg de amoniaco por kg de nitrato de amonio
Nitrato de amonio: 1.4664 kg de ácido nítrico por kg de nitrato de amonio
Sulfato de amonio: 0.1478 kg de amoniaco por kg de sulfato de amonio
Para nitrato de amonio: 875000 x 0.4250 = 371875 toneladas de amoniaco
Requerimiento de ácido nítrico para nitrato de amonio:
875000 x 0.7875 = 689062 toneladas
Requerimiento de amoniaco para ácido nítrico:
689062 x 0.2698 = 185909 toneladas
Total de amoniaco para nitrato de amonio: 371875 + 185909 = 557784 ton
Amoniaco para urea: 490000 x 0.566 = 277663 toneladas
Amoniaco para sulfato de amonio: 290000 x 0.1478 = 42862 toneladas
Resumen de la demanda proyectada equivalente de amoniaco:
Para nitrato de amonio: 557784 ton
Para urea: 277663 ton
Para sulfato de amonio: 42862 ton
TOTAL: 878309 toneladas
Este valor es el 80% del uso del amoniaco, el restante se considera amoniaco para
artículos de limpieza, para refrigeración, etc.
Entonces la proyección total seria: 878309/0.80 = 1097886 toneladas.
69
BALANCE DE MASA Y ENERGIA
CHEMCAD 6.1.3
Page 1
Job Name: PRODUCCION AMONICADO Date: 11/04/2017 Time: 07:34:54
Stream No. 1 2 3
4
Stream Name
Temp C 29.4444* 370.0000 38.0000*
260.7601
Pres bar 13.7895* 13.6516 39.2266*
20.6843
Enth MJ/h -5.5631E+005 -4.4865E+005 -62443. -
5.1110E+005
Vapor mole fraction 0.00000 1.0000 1.0000
1.0000
Total kmol/h 1947.2712 1947.2712 870.6216
2817.8928
Total kg/h 35080.0897 35080.0897 14493.0594
49573.1456
Total std L ft3/hr 1238.8433 1238.8433 1617.9598
2856.8031
Total std V scfh 1541324.50 1541324.50 689123.56
2230448.00
Flowrates in kg/h
Hydrogen 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
Methane 0.0000 0.0000 13346.4505
13346.4505
Carbon Dioxide 0.0000 0.0000 7.7274
7.7274
Carbon Monoxide 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
Argon 0.0000 0.0000 199.3212
199.3212
Hydrogen Sulfide 0.0000 0.0000 0.0479
0.0479
Water 35080.0897 35080.0897 0.0253
35080.1110
Nitrogen 0.0000 0.0000 939.4870
939.4870
Monomethylamine 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
NH3 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
Stream No. 5 6 7
8
Stream Name
Temp C 520.0000 870.0000 354.0000
436.6116
Pres bar 20.6153 20.6140 20.5105
20.4416
Enth MJ/h -4.7887E+005 -2.5453E+005 -3.3264E+005 -
3.3264E+005
Vapor mole fraction 1.0000 1.0000 1.0000
1.0000
70
Total kmol/h 2817.8928 4481.7274 4481.7274
4481.7269
Total kg/h 49573.1456 49573.0000 49573.0000
49573.2412
Total std L ft3/hr 2856.8031 4748.4480 4748.4480
5078.8339
Total std V scfh 2230448.00 3547423.75 3547423.75
3547423.50
Flowrates in kg/h
Hydrogen 0.0000 5869.4268 5869.4268
6519.2555
Methane 13346.4505 0.0000 0.0000
0.0000
Carbon Dioxide 7.7274 18314.0701 18314.0701
32501.4844
Carbon Monoxide 0.0000 11651.0037 11651.0037
2621.4760
Argon 199.3212 199.3212 199.3212
199.3212
Hydrogen Sulfide 0.0479 0.0479 0.0479
0.0479
Water 35080.1110 12599.6248 12599.6248
6792.1657
Nitrogen 939.4870 939.4870 939.4870
939.4870
Monomethylamine 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
NH3 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
CHEMCAD 6.1.3
Page 2
Job Name: PRODUCCION AMONICADO Date: 11/04/2017 Time: 07:34:54
Stream No. 9 10 11
12
Stream Name
Temp C 222.0000 243.7889 247.1971
26.6667
Pres bar 20.3382 20.2347 20.2347
20.2347
Enth MJ/h -3.6437E+005 -3.6437E+005 -3.6437E+005 -
4.0813E+005
Vapor mole fraction 1.0000 1.0000 1.0000
0.93853
Total kmol/h 4481.7269 4481.7274 4481.7269
4481.7269
Total kg/h 49573.2412 49573.3050 49573.3121
49573.3121
Total std L ft3/hr 5078.8339 5161.7079 5174.7519
5174.7524
Total std V scfh 3547423.50 3547423.75 3547423.50
3547423.50
Flowrates in kg/h
Hydrogen 6519.2559 6682.2586 6707.9162
6707.9162
Methane 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
Carbon Dioxide 32501.4844 36060.2390 36620.4079
36620.4114
71
Carbon Monoxide 2621.4760 356.5206 0.0000
0.0000
Argon 199.3212 199.3212 199.3212
199.3212
Hydrogen Sulfide 0.0479 0.0479 0.0479
0.0479
Water 6792.1657 5335.4299 5106.1292
5106.1292
Nitrogen 939.4870 939.4870 939.4870
939.4870
Monomethylamine 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
NH3 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
Stream No. 13 14 15
16
Stream Name
Temp C 48.8889 60.0000 524.3281
430.6542
Pres bar 20.2347 20.2347 273.5774
273.5774
Enth MJ/h 2354.9 -4.0683E+005 50613.
7.7079E+005
Vapor mole fraction 1.0000 0.75472 1.0000
1.0000
Total kmol/h 3361.2608 1120.4666 3361.2608
62719.4856
Total kg/h 7649.5979 41923.7107 7649.5979
223262.0000
Total std L ft3/hr 3425.2332 1749.5185 3425.2332
64547.1013
Total std V scfh 2660540.25 886883.50 2660540.25
49644384.00
Flowrates in kg/h
Hydrogen 6707.9162 0.0000 6707.9162
118956.7678
Methane 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
Carbon Dioxide 0.0000 36620.4079 0.0000
0.0000
Carbon Monoxide 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
Argon 2.1947 197.1265 2.1947
1502.4133
Hydrogen Sulfide 0.0000 0.0479 0.0000
0.0000
Water 0.0000 5106.1292 0.0000
0.0000
Nitrogen 939.4870 0.0000 939.4870
102802.6000
Monomethylamine 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
NH3 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
72
CHEMCAD 6.1.3
Page 3
Job Name: PRODUCCION AMONICADO Date: 11/04/2017 Time: 07:34:54
Stream No. 17 18 19
20
Stream Name
Temp C 482.0000 482.0000 20.0000
20.0000
Pres bar 273.5774 273.5774 273.4761
273.5774
Enth MJ/h 8.6658E+005 7.4706E+005 -1.0490E+005
2813.5
Vapor mole fraction 1.0000 1.0000 1.0000
1.0000
Total kmol/h 62719.4856 60519.3288 60519.3288
58317.5170
Total kg/h 223262.0000 223265.6488 223265.6488
185766.6431
Total std L ft3/hr 64547.1013 61981.9900 61981.9900
59842.2783
Total std V scfh 49644384.00 47902892.00 47902892.00
46160092.00
Flowrates in kg/h
Hydrogen 118956.7678 112302.4968 112302.4968
112302.4968
Methane 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
Carbon Dioxide 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
Carbon Monoxide 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
Argon 1502.4133 1502.4133 1502.4133
1502.4133
Hydrogen Sulfide 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
Water 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
Nitrogen 102802.6000 71961.7349 71961.7349
71961.7349
Monomethylamine 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
NH3 0.0000 37499.0057 37499.0057
0.0000
Stream No. 21 22 23
24
Stream Name
Temp C 200.0000* 29.5917 20.0000
425.3632
Pres bar 25.3312* 25.3312 273.5774
273.5774
Enth MJ/h 5464.8 8274.2 2809.4
7.1952E+005
73
Vapor mole fraction 1.0000 1.0000 1.0000
1.0000
Total kmol/h 1071.3679 59303.6906 58232.3231
59303.6906
Total kg/h 30013.2999 215508.5530 185495.2531
215508.5530
Total std L ft3/hr 1311.6089 61066.4657 59754.8575
61066.4657
Total std V scfh 848020.38 46940680.00 46092660.00
46940680.00
Flowrates in kg/h
Hydrogen 0.0000 112138.4311 112138.4311
112138.4311
Methane 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
Carbon Dioxide 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
Carbon Monoxide 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
Argon 0.0000 1500.2184 1500.2184
1500.2184
Hydrogen Sulfide 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
Water 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
Nitrogen 30013.2999 101870.0000 71856.6007
101870.0000
Monomethylamine 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
NH3 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
CHEMCAD 6.1.3
Page 4
Job Name: PRODUCCION AMONICADO Date: 11/04/2017 Time: 07:34:54
Stream No. 25 26
Temp C 20.0000 20.0000
Pres bar 273.5774 273.5774
Enth MJ/h 4.1103 -1.4835E+005
Total kg/h 271.3865 37499.0057
Flowrates in kg/h
Hydrogen 164.0627 0.0000
Methane 0.0000 0.0000
Carbon Dioxide 0.0000 0.0000
Carbon Monoxide 0.0000 0.0000
Argon 2.1949 0.0000
Hydrogen Sulfide 0.0000 0.0000
Water 0.0000 0.0000
Nitrogen 105.1289 0.0000
Monomethylamine 0.0000 0.0000
NH3 0.0000 37500.0000
74
A3. DISEÑO DE EQUIPOS PRINCIPALES
DISEÑO DEL REFORMADOR CATALITICO
Tiempo espacial, GHSV, 2000 a 3200 h-1, recomendable 2600 h-1 (EP1914197A1, Ibañez, Cambra,
Bilbao & Cagigal, 2011)
GHSV = flujo volumétrico a CNPT/Vreactor
Flujo volumétrico: del balance con chemcad
Flujo molar: 2817.8928 kmol/hr
Flujo volumétrico a CNPT: 22.4 x 2817.8928 kmol/hr = 63120.8 m3/h
75
Volumen neto necesario: 63120.8/2600 = 24.279 m3
Catalizador: pellets R-67-7H, cilíndricos, radio externo 8 mm, altura, 11 mm, radio del
hueco, 1.7 mm (Haldor Topsoe, 2005).
Densidad del catalizador: 1990.6 kg/m3
Densidad del lecho catalítico: 1016.4 kg/m3
Espacio hueco del lecho catalítico (en fracción): 0.614 (Hanes, 2006).
Tubos típicos: diámetro interior, 5 3/4 pulg (146 mm), altura 41 pies (12.5 m), aleación
con 25% de cromo y 20% de níquel, o un acero de alto níquel como HL-40 (Ray Elshout,
Chemical Engineering, may 2010).
Quemadores: 50% de la energía directamente a los tubos, y una eficiencia total de 90 a
97%.
Volumen total de cada tubo: ((3.1416 x 0.1462) /4) x 12.5 = 0.209 m3
Volumen neto de cada tubo: 0.614 x 0.209 = 0.128 m3
Numero de tubos del reformador: 24.279/0.128 = 188.9
Se va a considerar 192, repartidos en cuatro filas de 48 cada uno.
Se va a colocar cinco filas de 8 quemadores = 40 quemadores
Longitud de la flama. 4.5 – 6 m
Los tubos descansan sobre una “caja de muerto” (coffin boxes).
Los “coffin boxes” tienen una altura de 2.86 m y tiene una abertura de 0.6 m desde el piso
para la salida de gases.
76
Dimensiones externas del horno del reformador:
Ancho: 16.5 m
Largo: 10 m
Altura: 12.5 m
Peso de catalizador:
Volumen total de 192 tubos: 192 * 0.209 = 40.128 m3
Volumen ocupado por catalizador: 40.128 x (1 – 0.614) = 15.49 m3
Peso total de catalizador: 1990.6 kg/m3 x 15.49 = 30.83 toneladas
Dimensiones de la salida de los gases:
Altura: 2.86 m (idéntica al “coffín box”)
Ancho: 16.5 m (el ancho del horno del reformador)
Largo: 20 m
Energía de diseño del horno: 60000 a 75000 W/m2 (Quevedo, 2002).
Área por tubo: ((3.1416*5.75*2.54)/100)*12.5 = 5.73 m2
Número de tubos: 192
Área total superficial: 192 x 5.73 = 1100 m2
Energía necesaria para el horno: 70000 x 1100 = 77000 Kw.
77
DISEÑO DEL REACTOR SHIFT ISOTERMICO DE TEMPERATURA
MEDIA (220 – 270°C).
Catalizador: espacio hueco (0.58).
Flujo molar: 4481.7274 kmol/hora
Flujo volumétrico (CNPT): 4481.7274 x 22.4 = 100390.6938 m3/hr
GHSV: 5400 h-1 (Badahur & Prasad, 2011).
Volumen de reacción necesario: 100390.6938/5400 = 18.59 m3
Tubería a utilizar: 4 pulg y 20 pies de largo (6.096 m)
Volumen por tubo: ((3.1416 x 0.010162)/4) x 6.096 = 0.049 m3
Volumen neto por tubo: 0.58 * 0.049 = 0.029 m3
Número de tubos: 18.59/0.029 = 648.458 tubos
Se va a considerar: 650 tubos.
78
Diámetro del casco: (Perry’s Chemical Engineers’ Handbook, 8th edition) 11-43
Para arreglo cuadrado, intercambiador de un solo paso, con pitch 1.25 veces el diámetro
externo del tubo:
Nt = 593.6 + 33.52C + .3782C2 − .0012C3 + .0001C4
Despejando C = 1.652
Pero C = (D/d) -36
D: diámetro del casco
d: diámetro externo del tubo
Despejando D = 150.608 pulg = 12.55 pies = 3.825 m
Considerando que se debe acomodar un sistema de tubería de enfriamiento se va a
considera un diámetro de 4.00 m
Altura total: 6.096 + 0.6 +0.6 = 7.296 m
Catalizador: basado en cobre (5.5 % en peso de Cu y 9.0% CeO2),
Volumen de catalizador: 0.58 * 0.049* 650 = 18.473 m3
Peso de catalizador: 18.473 m3 x 1930 kg/m3 = 35653 kg = 35.653 ton
79
EQUIPO DE PRODUCCION DE NITROGENO PURO
Selección:
La capacidad requerida: 30013.3 kg/hr = 1071.9035 kmol/hr
Flujo volumétrico: 1071.9035 x 22.4 = 24010 Nm3/hr
Por la capacidad requerida queda como única alternativa la separación criogénica.
Según catálogo de fabricante IMPIANTI LIQUEFAZION E PRODUZIONE GAS
TECNICI (http://www.air-separation-plants.com/gaspipeline-large.pdf)
80
Parte principales del sistema de producción de nitrógeno:
a) compresor de aire de baja presión: 5 – 7 bar
b) sistema de pre-enfriamiento: 12°C
c) Purificación del aire: separación CO2, H2O
d) Enfriamiento criogénico del aire con turbo expander: -170°C
e) Separación del oxígeno y nitrógeno: turbo expander y destilador
f) Comprensión para llenado de oxígeno y nitrógeno
81
Se selecciona el modelo UBT-3000/25000 para producción de 25000 Nm3/hr.
CONVERTIDOR DE AMONIACO
CATALIZADOR
AmoMax-10, composición: oxido ferroso (Wustite ) no estequiométrico,
Tamaño: 1.5 – 3.0 mm
Densidad: 2.8 kg/litro
Densidad global de lecho catalítico:
Tiempo de duración: 20 años, o más
Cantidad de catalizador:
82
Capacidad de producción proyecto: 37500 kg/hr
Capacidad de producción del proyecto: 37.500 x 24 = 900 TPD
Por factor de escalamiento:
Catalizador necesario: (900/1100) x 51 = 41.73 m3
Peso de catalizador: 41.73 x 2800 = 116844 kg
Número de lechos recomendados: tres
Considerando que el catalizador ocupa 40% del volumen y que hay un espacio
libre entre los tres lechos, se considera que el catalizador en forma global es 20%
del volumen total.
83
Volumen de reactor: 41.73/0.20 = 208.65 m3
Dando una relación L/D = 10
Determinación del diámetro: 𝐷3 = 4𝑉/10𝜋= (4*208.65)/(10*3.1416)
Diámetro: 2.98m = 9.78 pies
Altura total: 10 x 2.98 = 29.8 m = 97.8 pies
SE ACEPTA: dimensiones similares a un reactor comercial para flujo de gases
de entrada de 3.53 lb/hr. El proyecto actual es 4.1 lb/hr
84
85
86
Reactor con tres lechos. Flujo axial-radial (Casale)
https://www.casale.ch/images/casalegroup/events/paper_archive/ammonia/2009/sud-
chemie_symposium_doha_qatar_2009_application_of_the_best_catalyst_in_the_best_reactor_f
or_ammonia_synthesis.pdf
TANQUE DE ALMACEN DE AMONIACO
Se va a considerar solo almacenar un día de producción. La razón principal es que la
fábrica estará instalada conexa a una planta que usará el amoniaco como materia prima para su
proceso.
Selección del tipo de almacenamiento
87
Producción de amoniaco: 37500 kg/hr = 900 ton/día
Capacidad de almacenamiento: 900 toneladas de amoniaco en estado líquido
Temperatura de almacenamiento: 0°C
Presión de almacenamiento: 3-5 bares
Capacidad: 900 ton de amoniaco.
Densidad amoniaco liquido: 0.684 kg/L = 684 kg/m3
(http://www.refrigerantes.mobi/PDF/Amoniaco-brochure_ES.pdf)
Volumen necesario: 900000/684 = 1315 m3
Volumen máximo de líquido: 95%
Volumen total requerido: 1315/0.95 = 1385 m3
Dimensiones: (http://www.samuelpvg.com/en/ToolBox/Pages/Head-Volume-
Calculator.aspx)
Diámetro del cilindro: 13.9 m = 547.2441 pulg
Altura: 8.114 m = 319.44882 pulg
Volumen del cilindro: 1231.146 m3
Volumen del cabezal: 153.854 m3
88
Volumen total: 1385 m3
Material: acero grado ASME SA612
Se respetará los parámetro de construcción contemplados en "Requirements for
the Storage and Handling of Anhydrous Ammonia”, publicados en CGA 2.1-
2014 (antes ANSI K61-1-1999).
COSTO DE LOS SISTEMAS DE PRODUCCION DE AMONIACO A PARTIR DE
GAS NATURAL, DOLARES AMERICANOS, 2017.
REFORMACION DEL GAS NATURAL: US$ 63 000 000
- Tanque almacén de gas natural
- Compresor de gases
- Sistema de producción de agua desmineralizada y bombas de alta presión
- Reformador catalítico
- Reactor Shift
- Sistema de combustión de gas natural para generar calor al reformador
- Sistema de generación de vapor (caldera recuperadora de calor)
- Intercambiadores de calor
PURIFACION DEL GAS DEL REFORMADOR: US$ 9 000 000
- Sistema PSA con cuatro unidades de adsorción
- Tanque de almacén de hidrogeno
89
GENERADOR CRIOGENICO DE NITROGENO US $ 12 000 000
- Compresor de aire de baja presión: 5 – 7 bar
- Sistema de pre-enfriamiento: 12°C
- Purificación del aire: separación CO2, H2O
- Enfriamiento criogénico del aire con turbo expander: -170°C
- Separación del oxígeno y nitrógeno: turbo expander y destilador
- Comprensión para llenado de oxígeno y nitrógeno
BUCLE DE SINTESIS DE AMONIACO US $38 000 000
- Reactor de síntesis de amoniaco, flujo axial-radial (Casale)
- Sistema de refrigeración para mantener el amoniaco liquido
- Compresora para el reciclo de mezcla nitrógeno-hidrogeno.
- Intercambiadores de calor
- Tanque de almacenamiento de amoniaco, con sistema de comprensión y refrigeración.
TOTAL PRECIO FOB (2017): US $ 122 000 000
A) Costo de los equipos principales y auxiliares
Costo total del Equipo:
El costo incluye los equipos principales y auxiliares, donde la mayoría serán comprados
en Estados Unidos.
- Costo FOB total de equipos principales y auxiliares: US $ 122 000 000
- Costo CIF total: 1.30 x 122 000 000 = US $ 158 600 000
- Costo de entrega: equipo colocados en la planta. 1.0% del costo CIF
Costo entrega: 0.010 x 158 600 000 = US $ 1 586 000
Costo total de los equipos en la planta:
CEplanta = 158 600 000 + 1 586 000 = US $ 160 186 000
90
B) Costo de instalación del equipo: se instala en forma de módulos, por ejemplo el
módulo de purificación del hidrogeno, módulo de producción de amoniaco. Por lo tanto
se considera solo el 10% del costo del equipo
CEInst = 0.10 x 160 186 000 CEInst = US $ 16 018 600
C) Costo de tubería y accesorios: los reactores traen sus sistemas de tuberías pre-
instalados, se considera 5% del costo total de los equipos.
CTubAcc = 0.05 x 160 186 000 = US $ 8 009 300
D) Costo de instalaciones eléctricas: 2% del costo del equipo principal
CElec = 0.02 x 160 186 000 CElec = US $ 3 203 720
E) Costos de Cimientos y Estructura (edificios): Se considera el 3% del costo de
los equipos.
CCimEst = 0.03 x 160 186 000 = US $ 4 805 580
F) Costos de Instrumentación de control y cómputo: 1% del costo del equipo
principal puesto en planta.
Cont. = 0.01 x 160 186 000 = US $ 1 601 860
G) Costos de Terrenos y Mejoras: Se considera el 1% del costo de los equipos.
CTerrMej = 0.01 x 160 186 000 = US $ 1 601 860
I) Costos de servicios y auxiliares: 5% del costo CIF del equipo principal
CauxSer = 0.05 x 160 186 000 = US $ 8 009 300
COSTOS DIRECTOS TOTALES
CD=CEInst+CTubAcc+Casi+Cont.+CauxSer+CElec+CCimEst+CEdif+CTerrMej
CD = US$ 203 436 220
COSTOS INDIRECTOS TOTALES
A) Costos de Ingeniería y supervisión: 3% del costo de los equipos
CIngsup = 0.03 x 160 186 000 = US $ 4 805 580
B) Costos de construcción: 6% del costo de los equipos colocados en la fábrica.
91
Const = 0.06 x 160 186 000 = US $ 9 611 160
C) Costos de honorarios para contratistas: 1% del costo de lo equipos principales
Chon = 0.01 x 160 186 000 = US $ 1 601 860
D) Costos imprevistos: 2% del costo de los equipos principales
Cimpr = 0.02 x 160 186 000 = US $ 1 601 860
E) Costos de seguros e impuestos: 2% del costo de los equipos principales
CSegImp= 0.02 x 160 186 000 = US $ 3 203 720
COSTOS INDIRECTOS TOTALES
CI = CIngsup + Const. + Chon + Cimpr + CSegImp
CI = US $ 20 824 180
CAPITAL FIJO TOTAL: Es la suma de costos directos y costos indirectos.
CFT = CD + CI
CFT = US $ 224 260 400
CAPITAL DE TRABAJO
A) Inventario de Materia Prima:
Para el cálculo de la materia prima se considera los siguientes flujos:
Gas natural: 14493.06 kg/hr, precio 0.17 dólares/kg
Catalizador reformación: 0.5 kg/hr, precio, 900 dólares/kg
Catalizador reacción shift: 0.6 kg/hr, precio 950 dólares/kg
Catalizador síntesis de amoniaco: 0.5 kg/hr, precio 1700 dólares/kg
Operación continua: 8000 horas por año
A) Inventario de materia prima: se considera el dinero para un mes de operación. Se
va operar 24 horas por día, en tres turnos
InvMatPri = US $ 722 303
B) Inventario de Materia en Proceso: Se estima como el costo de 1 día del costo de
fabricación:
92
Producción: 37500 kg/hr
Costo de producción: 0.25 dólares/kg (costo aproximado)
Inventario de Materia en Proceso: US $ 225 000
C) Inventario de Producto: Se estima el costo de un mes del costo de fabricación.
Costo de inventario de producto en almacén: US $ 1 562 500
D) Cuentas por cobrar: Se estima en base a ventas por una semana
Precio de venta: 0,5 dólares/kg (valor aproximado)
Cuentas por cobrar: US $ 1 562 500
E) Disponible en Caja: Equivale al costo de un mes de fabricación.
DispCaja = US $ 781 250
CAPITAL DE TRABAJO: Es la sumatoria inventario de materia prima, inventario de materia
en proceso, inventario de producto, cuentas por cobrar y disponible en caja.
CTra = InvMatPri + InvMatPro + InvPro + Cuentas + DispCj
CTra = US $ 4 853 553
INVERSION TOTAL DEL PROYECTO: Es la suma del capital fijo total y el Capital de
Trabajo.
INVT = CFT + CTra
INVT = US $ 229 113 953
COSTO TOTAL DE FABRICACION
COSTOS DE FABRICACION
COSTOS DIRECTOS DE FABRICACION
Estimación del costo de producción:
A) Costo de Materia Prima: Es el costo para un año de producción, operando a 8000
horas por año en continuo.
93
Para el cálculo de la materia prima se considera los siguientes valores:
Gas natural: US $ 19 710 562
Catalizador de reformación catalítica: US $ 3 600 000
Catalizador de reacción shift: US $ 4 560 000
Catalizador de síntesis de amoniaco: US $ 6 800 000
CMP: US $ 34 670 562
B) Costo de mano de obra: Se estima un número de trabajadores de 25 personas, por 3
turnos de 8 horas. Y un pago mensual de 400 dólares por persona. Catorce pagos por
año.
CMobra = 3*25*14*400
CMobra = US $ 420 000
C) Costo de supervisión e ingeniería: 40% del costo de mano de obra
Cing = 0.40* 420 000
Cing = US $ 168 000
D) Costo de mantenimiento y reparación: 1% del capital fijo total.
Cmant = 0.01. CFT
Cmant = US $ 2 242 604
E) Costo de auxiliares y servicios: El 45% del costo de mantenimiento y reparación.
Caux = 0.15. 2 242 604
Caux = US $ 1 009 172
F) Costo de suministros de operación: 20% del costo de mantenimiento y reparación.
Csum = 0.20. Cmant
Csum = US $ 448 521
COSTO DIRECTO DE FABRICACIÓN: Es la suma de los ítems A, B, C, D, E, F.
CDF = CMP + CMobra + Cing + Cmant + Caux + Csum
CDF = US $ 38 958 858
COSTOS INDIRECTOS DE FABRICACION
A) Cargas a planillas: 21% de la mano de obra
Cplan = 0.21. CMobra
Cplan = US $ 88 200
94
B) Gastos de laboratorio: 15% del costo de mano de obra
Clab = 0.15. CMobra
Clab = US $ 63 000
C) Gastos generales de planta: 15% del costo de mano de obra
Gen = 0.15 x CMobra
Cgen = US $ 63 000
COSTO INDIRECTO DE FABRICACIÓN: Es la suma de los ítems A, B, C.
CIF = Cplan + Clab + Gen
CIF = US $ 214 200
COSTOS FIJOS DE FABRICACION
A) Depreciación: 10% del capital fijo total
Dep = 0.10. CFT
Dep = US $ 22 426 040
B) Impuestos: 1% del capital fijo total
Imp = 0.01. CFT
Imp = US $ 2 242 604
C) Seguros: 1% del capital fijo total
Seg = 0.01. CFT
Seg = US $ 2 242 604
COSTOS FIJOS DE FABRICACIÓN: Se considera la suma de los ítems A, B, C.
CFF = Dep + Imp + Seg
CFF = US $ 26 911 248
COSTOS DE FABRICACIÓN: Es la suma de los costos directo de fabricación, Costo
indirecto de fabricación y los costos fijos de fabricación.
CFab = CDF + CIF + CFF
CFab = US $ 66 084 306
95
GASTOS GENERALES, gastos VAI – Ventas, administración e investigación.
A) GASTOS DE VENTAS: 3% del costo fijo de fabricación
Vent = 0.03. CFF = US $ 807 337
B) GASTOS DE ADMINISTRACION
Adm = 0.10*(Cmo +Csi + Cmr) = US $ 283 060
C) GASTOS DE INVESTIGACION Y DESARROLLO
Inv = 0.05. CMobra = US $ 21 000
GASTOS GENERALES VAI = Vent + Adm + Inv
GASTOS GENERALES VAI = US $ 1 111 397
COSTO TOTAL DE FABRICACIÓN: Es la suma de los costos de Fabricación y los Gastos
Generales (VAI).
CTF = CFab + VAI
CTF = US $ 67 195 704
8.3.3 COSTO DE UNIDADES PRODUCIDAS POR AÑO
Total de unidades producidas 37500 kg/hr.
NumProd = 37 500 x 8000 = 300 000 000 kg
odNum
CTFCostUnit
Pr CostUnit = 0,224 dólar/kg
ESTADO DE PÉRDIDAS Y GANANCIAS:
Producción Anual
Panual = 300 000 000 kg
Precio de ventas por unidad
Pventa = 0,510 dólares/kg (puesto en fabrica)
Ingreso de ventas anuales
96
Ingventas = US $ 153 000 000
Costo total de fabricación (producción)
CTfabri = CFab CTfabri = US $ 67 195 704
Utilidad Bruta
Ubruta = Ingventas – Ctfabri Ubruta = US $ 85 804 296
Impuesto a la renta
30.0.3.1
ReImUbruta
ntap ImpRenta = US $ 19 800 991
Utilidad Neta
Uneta = Ubruta – ImpRenta Uneta = US $ 66 003 305
ANALISIS ECONOMICO
Tasa interna de Retorno, antes del pago de impuestos
P: inversión inicial:
A: ingreso neto de ventas:
VS: depreciación:
n: periodo en el que espera recuperar el dinero, 10 años
i: tasa interna de retorno
Aplicando la fórmula:
nn
n
i)(1
VS
i)i(1
1i1AP
Se despeja el valor de i:
i = 35,87 %
Tasa interna de Retorno, después del pago de impuestos
U = utilidad neta, después de impuestos
nn
n
i)(1
VS
i)i(1
1i1P
U
97
i = 26,26 %
Tiempo de recuperación del dinero:
Se aplica la siguiente formula:
Antes de impuestos:
TRI = Inversión total/(U bruta+ Depreciación)
TRI = 2,11 años
Después de impuestos:
Se aplica la siguiente formula:
TRI = Inversión total/(U neta+ Depreciación)
TRI = 2,59 años
Punto de Equilibrio:
Producción anual (Panual): 300 000 000 kg
Costos Fijos Fabricación (CFF): US $ 26 911 248
Costos totales de fabricación (CTF): US $ 67 195 704
Costos variables ( Cvar): Cvar = CTF – CFF
Cvar = US $ 40 284 456,04
Costo variable unitario: US $ (CTF – CFF)/ 300 000 000 kg
= 0,1343 dol/kg
Precio unitario del producto: US $ 0,51/kg
Para no perder ni ganar el número de unidades que se debe producir será:
n 1= (CIFab + CFF + VAI)/(PV- CUDF)
n 1 = 74 280 681. 6759 kg
Punto de Equilibrio: (74 280 681,67/ 300 000 000) x 100 = 24,76%
98
ANEXO
CHEMCAD 6.1.3
Page 1
Job Name: PRODUCCION DE H2 GAS NATURAL Date: 08/19/2017 Time:
00:27:51
Stream No. 1 2 3
4
Stream Name
Temp F 85.0000* 698.0000 100.4000*
532.3201
Pres psia 200.0000* 198.0000 568.9340*
300.0000
Enth MMBtu/h -283.29 -228.47 -24.815 -
253.28
Vapor mole fraction 0.00000 1.0000 1.0000
1.0000
Total lbmol/h 2306.5000 2306.5000 811.1650
3117.6650
Total lb/h 41551.5977 41551.5977 13652.1426
55203.7383
Total std L ft3/hr 665.5936 665.5936 681.5746
1347.1682
Total std V scfh 875267.44 875267.44 307819.78
1183087.25
Flowrates in lb/h
Hydrogen 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
Methane 0.0000 0.0000 12337.0664
12337.0664
Carbon Dioxide 0.0000 0.0000 7.1472
7.1472
Carbon Monoxide 0.0000 0.0000 0.0000
0.0000
Argon 0.0000 0.0000 439.4280
439.4280
Hydrogen Sulfide 0.0000 0.0000 0.0443
0.0443
Water 41551.5977 41551.5977 0.0234
41551.6172
Nitrogen 0.0000 0.0000 868.4340
868.4340
Stream No. 5 6 7
8
Stream Name
Temp F 968.0000 1598.0000 669.2000
799.4366
Pres psia 299.0000 298.9800 297.4800
296.4800
Enth MMBtu/h -239.20 -146.87 -182.43 -
182.43
Vapor mole fraction 1.0000 1.0000 1.0000
1.0000
Total lbmol/h 3117.6650 4655.6650 4655.6650
4655.6650
99
Total lb/h 55203.7383 55203.5859 55203.5859
55203.8203
Total std L ft3/hr 1347.1682 2140.3114 2140.3114
2278.8380
Total std V scfh 1183087.25 1766725.38 1766725.38
1766725.38
Flowrates in lb/h
Hydrogen 0.0000 5425.5259 5425.5259
6026.2090
Methane 12337.0664 0.0000 0.0000
0.0000
Carbon Dioxide 7.1472 16929.0000 16929.0000
30043.4219
Carbon Monoxide 0.0000 10769.8447 10769.8447
2423.2156
Argon 439.4280 439.4280 439.4280
439.4280
Hydrogen Sulfide 0.0443 0.0443 0.0443
0.0443
Water 41551.6172 20771.3164 20771.3164
15403.0723
Nitrogen 868.4340 868.4340 868.4340
868.4340
CHEMCAD 6.1.3
Page 2
Job Name: PRODUCCION DE H2 GAS NATURAL Date: 08/19/2017 Time:
00:27:51
Stream No. 9 10
Stream Name
Temp F 431.6000 465.7148
Pres psia 294.9800 293.4800
Enth MMBtu/h -196.11 -196.11
Vapor mole fraction 1.0000 1.0000
Total lbmol/h 4655.6650 4655.6650
Total lb/h 55203.8203 55203.8867
Total std L ft3/hr 2278.8380 2313.5858
Total std V scfh 1766725.38 1766725.38
Flowrates in lb/h
Hydrogen 6026.2090 6176.8838
Methane 0.0000 0.0000
Carbon Dioxide 30043.4219 33333.0273
Carbon Monoxide 2423.2156 329.5573
Argon 439.4280 439.4280
Hydrogen Sulfide 0.0443 0.0443
Water 15403.0723 14056.5078
Nitrogen 868.4340 868.4340
100
ANEXO 1
Variación de precios del amoniaco
Fuente: https://farmdocdaily.illinois.edu/2017/07/fertilizer-costs-in-2017-and-2018.html
101
Associative and Redox Mechanism of the Water Gas Shift
TECNOLOGIAS DE SEPARACION DE HIDROGENO
102
FUERZA DE ADSORCION DE DIFERENTES COMPUESTOS
LA SECUENCIA DEL PSA
103
PRODUCCION DE HIDROGENO
104
DISTRIBUCION
105
INVERSION DE CAPITAL PARA PRODUCCION DE HIDROGENO A PARTIR DE
GASIFICACION DEL CARBON
COSTO DE INVERSION
http://ietd.iipnetwork.org/content/isothermal-co-converter
106
ESQUEMA DE RECUPERACION DE CALOR EN LA ETAPA DE PRODUCCION DE
HIDROGENO
INVERSION TOTAL
Congreso de la República del Perú, Lima, noviembre 2005.
107
COMPOSICON DEL GAS NATURAL
Recuperado del informe de OSINERGMIN, Gas Natural
http://srvgart07.osinerg.gob.pe/webdgn/contenido/PAGINA%20WEB/folletos/Folleto14
_el_gas_natural_y_sus_diferencias_con_el_GLP.pdf